苯-氯苯分離浮閥板式精餾塔設(shè)計(jì)書

1 苯 一苯 設(shè)計(jì)一座苯 求年產(chǎn)純度為 98%的氯苯 噸 /年， 塔頂餾出液中苯含量不低于 98%，塔底餾出液中苯含量不高于 原料液中含苯 65%（以上均為質(zhì)量 %）。 壓）； 選； 選； 壓 )； 浮閥塔板（ ）。 每年 330天 ，每天 24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。 廠址為天津地區(qū)。 2 根據(jù)實(shí)際情況選作）； 二 、塔的工藝計(jì)算 已知參數(shù)：苯、氯苯混合液處理量， F 5000kg/h； x ； x ；回流比 R（自選）；進(jìn)料熱狀況， 31q ；塔頂壓強(qiáng)， 塔頂 ；單板壓降不大于 已知數(shù)據(jù)如下表所示： 表 3苯和氯苯的物理性質(zhì) 項(xiàng)目 分子式 分子量 M（ g/ 沸點(diǎn)（ K） 臨界溫度 ） 臨界壓強(qiáng) 苯 A 氯苯 B C 56 66 3苯和氯苯的飽和蒸汽壓 溫 度 ( ) 80 90 100 110 120 130 60 1025 1350 1760 2250 2840 2900 0 48 205 293 400 543 719 760 X 1 y 1 表 3液體的表面張力（） 溫度 ( ) 80 90 100 110 120 130 苯， mN/m 苯， mN/m 3苯與氯苯的液相密度 溫度 ( ) 80 90 100 110 120 130 3 苯 ,3m 817 805 793 782 770 757 氯苯 ,3m 1039 1028 1018 1008 997 985 表 3液體粘度 L 溫度 ( ) 60 80 100 120 140 苯（ 苯（ 的物料衡算 1） 料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率 8/ 8/ 2）平均分子量K m / 2)7 2 1 K m 2)9 8 1 K m o l/ 25 5 2)0 0 2 8 1 2 8 塔物料衡算 總物料衡算 5000 （ 1） 易揮發(fā)組分物料衡算 （ 2） 聯(lián) 立 上 式 （ 1 ）、（ 2 ） 解 得 ： 000 5 7 8 7 5 0 0 0F 4 2 7 8 3 3 1 2 1 5 1 1 2 8 7 5 5 板數(shù)的確 定 N 的計(jì)算 在本設(shè)計(jì)中， 苯 氯苯屬于理想物系，可用圖解法計(jì)算理論板數(shù) 其計(jì)算方法如下： （ 1） 根據(jù)苯氯苯的氣液平衡數(shù)據(jù)作 及 t （如下圖所示）。通過氣液平衡關(guān)系計(jì)算，計(jì)算結(jié)果列于上表 3過表在 t 標(biāo)出 c點(diǎn)（wx、 、 三點(diǎn)； （ 2）求最小回流比 操作回流比 R 。因氣液混合進(jìn)料（液：氣 1： 2）即 31q ，所以其 q 線方程為：10 . 7 2 83 0 . 5 1 . 0 9 21111 1133x ，在 中對角線上自點(diǎn) 料線（ 該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為（ qq 此 即最 小回 流比 時(shí)操作 線與 平衡 線的 交點(diǎn)坐 標(biāo)。 依最 小回 流比計(jì) 算式 ：i n 。 取操作回流比： m 。 5 精 餾 段 操 作 線 方 程 ：y D 其截距為 點(diǎn) )(b ，連接點(diǎn) b 和點(diǎn) a 可以作出精餾段操作 線方程，與 d ，連接點(diǎn) d 、點(diǎn) c 可作出提餾段操作線方程。 按照常規(guī)的圖解法作梯級(jí)可得： 819N T 層（不包括再沸器），其中精餾段理論板數(shù)為 3層，提餾段為 5層（不包括再沸器），第 4層為加料板圖如上 圖 所示 塔效率 依式：，根據(jù)塔頂、 塔底液相組成查 得塔平均溫度為： 2 ， 由表 3內(nèi)插知該溫度下苯和氯苯的粘度為： 苯苯 苯 6 氯苯氯苯 氯苯 該溫度下進(jìn)料液相平均粘度為： 8.0)x1(x 氯苯苯則 %525 1 際塔板數(shù) N 精餾段： （層）精 5 . 5 9 . 6 1 0 . 5 80 . 5 2N 提 （ 層 ）故實(shí)際塔板數(shù)： 6 1 1 1 7N （層） 1 0 1 . 3 1 0 5 . 3DP k P a ，取每層板的壓降為 進(jìn)料板的壓強(qiáng)為：6 0 . 7 1 0 5 . 3 1 0 9 . 5FP k P a ，塔底壓強(qiáng)為： 1 0 0 . 7 2 1 6 . 5 k P a ， 故精餾段平均操作壓強(qiáng)為： 1 0 5 . 3 1 0 9 . 5 1 0 7 . 42mP k P a（ 精 ），提餾段平均操作壓強(qiáng)為： 1 0 9 . 5 2 1 6 . 5 1632mP k P a（ 提 ） 度經(jīng)計(jì)算得塔頂 , D ，進(jìn)料板溫度 F ，塔底： 則精餾段的平均溫度： m ，精 ，提餾 段的平均溫度： m 提 均分子量 0 6，1 0 . 9 8 6 7 8 . 1 1 4 ( 1 0 . 9 8 6 ) 1 1 2 . 5 5 9 7 8 . 5 9 /V D g K m o l 0 . 9 4 0 7 8 . 1 1 4 ( 1 0 . 9 4 0 ) 1 1 2 . 5 5 9 8 0 . 1 8 /L D g K m o l 進(jìn)料板： ， K m o l/ 29 3 F m 7 0 . 7 2 8 7 8 . 1 1 4 1 0 . 7 2 8 1 1 2 . 5 5 9 8 7 . 4 8 /L F g K m o l 塔底： , 0 . 0 1 0 8 7 8 . 1 1 4 1 0 . 0 1 0 8 1 1 2 . 5 5 9 1 1 2 . 1 9 /V W g K m o l K m o l/ 2 8 2 8 m 則精餾段平均分子量： 7 8 . 5 9 8 0 . 3 2 7 9 . 4 6 /2k g k m o l（ 精 ），(8 0 . 1 8 8 7 . 4 8 8 3 . 8 3 /2k g k m o l精 ）提餾段平均分子量： 8 0 . 3 2 1 1 2 . 1 9 9 6 . 2 6 /2k g k m o l（ 提 ） ，( 8 7 . 4 8 1 1 2 . 4 6 9 9 . 9 7 /2k g k m o l提 ）均密度m1）液相密度據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表 3內(nèi)插法得：塔頂： 3LA m/ ，3LB m/ ，塔底： 3LA m/ ， 3LB m/ ，加料板：3LA m/ ， 3LB m/ 由 1 （ a 為質(zhì)量分率） 故塔頂： 2 80 2 5 9 8 m D ，即 3L m D m/ ； 塔底： 5 9 9 7 0 0 m W ，即 3L m W m/； 進(jìn)料板，由加料板液相組成 ）（ m F ，故 3L m F m/ 8 故精餾段平均液相密 度： 8 4 1 . 3 52 8 7 3 . 8 48 0 8 . 8 6 （精） 3/3( 2 9 . 12 k g / 7 3 . 849 8 4 . 41 提）2） 氣相密度 38 3 . 4 1 7 9 . 4 6 2 . 2 0 /8 . 3 1 4 8 8 . 7 1 2 7 3 . 1MV M K g （ 精 ）（ 精 ） 38 9 . 0 1 9 6 . 2 6 2 . 7 0 /8 . 3 1 4 1 0 8 . 8 6 2 7 3 . 1MV M K g （ 提 ）（ 提 ）液體表面張力m 根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表 3內(nèi)插法得： 2 0 . 6 2 m N / 頂, 2 5 . 7 1 m N / 頂，2 0 . 7 4 m N / 進(jìn) , 2 5 . 7 9 m N / 進(jìn) ， 1 8 .2 m N / 底 ， 2 4 . 1 /B m N m 底 。 , 2 0 . 6 2 2 5 . 7 1 2 5 . 6 3 /2 0 . 6 2 0 . 9 8 8 2 5 . 7 1 0 . 0 1 2m m N m 頂 暫此, 2 0 . 7 4 2 5 . 7 9 2 4 . 2 0 /2 0 . 7 4 0 . 7 3 1 2 5 . 7 9 0 . 2 6 9m m N m 進(jìn), 1 8 . 2 2 4 . 1 1 8 . 2 1 /1 8 . 2 0 . 0 0 2 8 8 2 4 . 1 0 . 9 9 7 1 2m m N m 底則精餾段平均表面張力：(2 5 . 6 3 2 4 . 2 0 2 4 . 9 2 /2m m N m精 ）提餾段平均表面張力： 1 8 . 2 1 2 4 . 2 0 2 1 . 2 1 /2m m N m （ 提 ）體粘度 根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表 3內(nèi)插法得： 0 . 2 7 2A m P a s 頂, 0 . 3 8 6B m P a s 頂，0 . 2 8 0A m P a s 進(jìn) , 0 . 3 9 4B m P a s 進(jìn) ， 0 . 1 2 6A m P a s 底 , 0 . 2 1 1B m P a s 底 。 9 0 . 9 8 8 0 . 2 7 2 ( 1 0 . 9 8 8 ) 0 . 3 8 6 0 . 2 7 3L m P a s 頂 0 . 7 3 1 0 . 2 8 0 ( 1 0 . 7 3 1 ) 0 . 3 9 4 0 . 3 1 1L m P a s 進(jìn)0 . 0 0 2 8 8 0 . 1 2 6 (1 0 . 0 0 2 8 8 ) 0 . 2 1 1 0 . 2 1 1L m P a s 底 故精餾段平均液相粘度 ： (0 . 2 7 3 0 . 3 1 1 0 . 2 9 22Lm m p a s 精 ）提餾段平均液相粘度 ： 0 . 2 1 1 0 . 3 1 1 0 . 2 6 12Lm m P a s （ 提 ）三 、塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計(jì) 精餾段： 1 ( 1 . 0 0 1 ) 5 1 . 4 0 5 1 0 2 . 8 1 /V R D K m o l h ( 31 0 2 . 8 1 7 9 . 4 6 1 . 0 3 /3 6 0 0 3 6 0 0 2 . 2 0m s 精 ）精 （ 精 ）1 . 0 0 5 1 . 4 0 5 5 1 . 4 0 5 /L R D K m o l h 35 1 . 4 0 5 8 3 . 8 3 0 . 0 0 1 4 2 3 /3 6 0 0 3 6 0 0 8 4 1 . 3 5s m s （ 精 ）精 （ 精 ）30 . 0 0 1 4 2 3 3 6 0 0 5 . 1 2 3 /hL m h 提餾段： 15 1 . 4 0 5 7 0 . 1 6 8 7 4 . 7 9 /3L L q F K m o l h 1( 1 ) 1 0 2 . 8 1 ( 1 ) 7 0 . 1 6 8 5 6 . 0 3 /3V V q F K m o l h ( 3s 5 6 . 0 3 9 6 . 2 6 0 . 5 5 /3 6 0 0 3 6 0 0 2 . 7m s 提 ）提 （ 提 ） 3s 7 4 . 7 9 9 9 . 9 7 0 . 0 0 2 2 3 5 /3 6 0 0 3 6 0 0 9 2 9 . 1 2m s （ 提 ）提 （ 提 ）h/ 0 00 0 1 3h 徑 D 塔板間距 參照下表所示經(jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。 表 6 板間距與塔徑關(guān)系 塔徑 m 間距 HT，00 300 300 350 350 450 450 600 500 800 =600 10 圖 4聯(lián)圖 根據(jù)上表，初選板間距 ，取板上液層高度 ，故T ； 精餾段： 1 12 20 . 0 0 1 4 2 3 8 4 1 . 3 50 . 0 2 7 01 . 0 3 2 . 2 0S 精 （ 精 ）（ 精 ）精查史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得 。 依式 0 校正物系表面張力為 m/ 0 . 2 0 . 2202 4 . 9 20 . 0 7 0 0 . 0 7 32 0 2 0 m a 1 . 3 5 2 . 2 00 . 0 7 3 1 . 4 2 6 /2 . 2 0L m s 精 精精可 取 安 全 系 數(shù) 為 安 全 系 數(shù) ， 則 11 m a 7 0 . 7 1 . 4 2 6 0 . 9 9 8 2 /u u m s 故 4 4 1 . 0 3 1 . 1 4 70 . 9 9 8 2 精 。按標(biāo)準(zhǔn) ,塔徑圓整為 則空塔氣速為： 224 4 1 . 0 3 0 . 9 1 1 / 2 精提餾段： 1 12 2s ( 0 0 2 2 3 5 9 2 9 . 1 2 0 . 0 7 5 40 . 5 5 2 . 7 提 提 ）（ 提 ）提查史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得 ；依式 0 校正物系表面張力為 mN m 時(shí) 0 . 2 0 . 2202 1 . 2 10 . 0 6 9 0 . 0 6 9 82 0 2 0 m a 9 . 1 2 2 . 7 70 . 0 6 9 8 1 . 2 9 3 /2 . 7 m s 提 提提可取安全系數(shù)為 全系數(shù) 則m a 7 0 . 7 1 . 2 9 3 0 . 9 0 5 /u u m s 故 4 4 0 . 5 5 0 . 8 8 00 . 9 0 5 提 。按標(biāo)準(zhǔn) ,塔徑圓整為 空塔氣速為： 224 4 0 . 5 5 0 . 4 8 6 /1 . 2m 提 流裝置 選用單溢流、弓形降液管、平行受液盤及平行溢流堰， 不設(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)計(jì)算如下： 1)溢 流堰長單溢流取 D， 取堰長即 2)出口堰高由 餾段： 2 . 52 . 55 . 1 2 3/ 9 . 5 30 . 7 8l m 提餾段： 2 . 52 . 58 . 0 5/ 2 3 . 6 30 . 6 5l m 查液流收縮系數(shù)計(jì)算可知：為 3210 ， 12 精餾段： 2 23 32 . 8 4 2 . 8 4 5 . 1 2 31 . 0 2 0 0 . 0 1 01 0 0 0 1 0 0 0 0 . 7 8 故 0 . 0 6 0 . 0 1 0 0 . 0 5 0 ； 查液流收縮系數(shù)計(jì)算可知：為 此可得， 提餾段： 2 23 32 . 8 4 2 . 8 4 8 . 0 51 . 0 2 8 0 . 0 1 51 0 0 0 1 0 0 0 0 . 6 8 故 4 3)降液管的寬度 由 形 降 液 管 的 寬 度 與 面 積 得 ： , 222T ，222f ， 利用式計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即 3600 3 6 0 0 0 . 0 7 9 2 0 . 4 0 2 2 . 2 75 . 1 2 3 s（ 5s，符合要求） 4)降液管底隙高度液體通過降液管底隙的流速 s/o 則降液管底隙高度為：精餾段5 . 1 2 3 0 . 0 2 33 6 0 0 3 6 0 0 0 . 7 8 0 . 0 8ho 提餾段8 . 0 5 0 . 0 4 33 6 0 0 3 6 0 0 0 . 6 5 0 . 0 8ho l 板分布及浮閥數(shù)目及排列 板分布 選用 孔直徑 9邊孔中心距 t=75 浮閥數(shù)目與排列 餾段 取閥孔動(dòng)能因子 o 12F ，則孔速 1u 8 . 0 9m/s 13 每層塔板上浮閥數(shù)目為22001 . 0 3 107( 0 . 0 3 9 ) 8 . 0 944 塊 取邊緣區(qū)寬度 c m，破沫區(qū)寬度 s m 計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即：2 2 2 x2 x x a r c s i R R 其中 0 . 6 0 . 0 6 0 . 5 42 6 - ( 0 . 1 3 2 + 0 . 1 0 ) = 0 . 3 6 82D W + W = 0 2 2 2 2 2 2a x 3 . 1 4 0 . 3 6 82 x x a r c s i n 2 . 3 6 8 0 . 5 4 0 . 3 6 8 . 5 4 a r c s i 0 1 8 0 0 . 5 4A R R R 0 + 0=m 浮閥排列方式采用等腰三角叉排，取同一個(gè)橫排的孔心距，則排間距： ” 0 7 5 = 7 4 0 . 3 6 2 4 / 6 5 . 0 考慮到孔徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用 90應(yīng)小于此值。故取t =65 t=75t =65等腰三角形叉排方式作圖 ， 排得閥數(shù) 105個(gè) 按 N=105個(gè)重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)， 201 1 . 0 3 3 . 1 4 0 . 0 3 9 1 0 5 4 8 . 2 2 /U m s o 8 2 =閥孔動(dòng)能因數(shù)變化因數(shù)不變，仍在 9 13范圍內(nèi)，塔板開孔率 20( / ) 1 1 . 0 9 %N d D。 圖 4孔排列方式 14 餾段 取閥孔動(dòng)能因子2，則2u 7 . 3 02 . 7F V m/s 每層塔板上的浮閥數(shù)目為 2o o 20 . 5 5 5 6 . 9 4d / 4 0 . 7 8 5 0 . 0 3 9 8 . 0 9 塊 按 t=75 算排間距， 0 . 7 3 3 0 . 0 9 11 0 7 0 . 0 7 5t 80t 得閥數(shù)為 53 塊。按 53 塊重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)， 02 20 . 5 5 8 . 6 90 . 7 8 5 5 3 0 . 0 3 9u m/s 02 8 . 6 9 2 . 2 1 2 . 8 9F 閥孔動(dòng)能因數(shù)變化 不大，開孔率 = 浮閥排列方式如圖所示： 圖 4餾段閥孔排列方式 板的流體力學(xué)計(jì)算 相通過浮閥塔板的壓降 可根據(jù)10h h h 計(jì)算 1 精餾段 1）干板阻力 1 . 8 2 517 3 . 1 4 . 7 72 . 2m/s 15 因 01 2 210 . 2 8 . 0 9h 5 . 3 4 5 . 3 42 g 2 8 4 1 . 3 5 9 . 81L =m 2）表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計(jì)，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)母叨葹椋?. 0 3 5 0 . 0 4 7 0 . 0 8 2 m p 1 p 1 1p h g 0 . 0 8 2 8 4 1 . 3 5 9 . 8 1 6 7 6 . 8 0L 提餾段 1）干板阻力 1 . 8 2 527 3 . 1 3 . 8 92 . 7m/s 因 02 2 22 0 2 . 7 7 . 3 0h 5 . 3 4 5 . 3 42 g 2 9 2 9 . 1 2 9 . 81L =m/s 2）板上充氣液層阻力 取0 2 00 . 5 , 0 . 5 0 . 0 7 0 . 0 3 5 m 3）表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計(jì)，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)母叨葹椋?. 0 3 5 0 . 0 4 2 0 . 0 7 7 m p 2 p 2 2p h g 0 . 0 7 7 9 2 9 . 1 2 9 . 8 1 7 0 1 . 8 3L 塔 為了防止發(fā)生淹塔現(xiàn)象，要求控制降液管中清液高度： ()d T h即d p c dH h h h 。 餾段 1 單層氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?1 0 4m 2 液體通過降液管的塔頭損失 2 3 241011 . 4 2 3 1 00 . 1 5 3 0 . 1 5 3 ( ) 2 . 0 4 1 00 . 7 8 0 . 0 5 m 3板上液層高度 16 則1 0 . 0 8 4 0 . 0 0 0 2 0 4 0 . 0 7 0 . 1 5 4 m 取 =選定 m,1 m 則 11()d T h所以符合防淹塔的要求。 餾段 1 單板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨? 0 7m 2 液體通過降液管的壓頭損失： 2 3 42022 . 2 3 5 1 00 . 1 5 3 0 . 1 5 3 ( ) 8 . 9 3 1 00 . 6 5 0 . 0 4 5 m 3 板上液層高度：則 . 0 8 3 0 . 0 0 0 8 9 3 0 . 0 7 0 . 1 5 3 9H m 取 = 2( ) 0 . 5 0 . 4 5 0 . 0 4 9 4 0 . 2 3 9 7 m，可見22()d T h所以符合防淹塔的要求。 沫夾帶 餾段 泛點(diǎn)率 =v 1 . 3 6100%s s zk c A 泛點(diǎn) = v 100%0 . 7 8c A 板上流體流經(jīng)長度： 2 1 . 2 2 0 . 1 5 0 . 9 W m 板上流經(jīng)面積： 2 1 . 1 3 2 0 . 0 7 9 2 0 . 9 7b T A 2m 查物料系數(shù) K=點(diǎn)負(fù)荷性能系數(shù)圖 。 泛點(diǎn)率：32 . 21 . 0 3 1 . 3 6 1 . 4 2 3 1 0 0 . 9 18 4 1 . 3 5 2 . 2 4 4 . 5 8 %1 . 0 0 . 1 2 6 0 . 9 7 泛點(diǎn)率：2 . 21 . 0 38 4 1 . 3 5 2 . 2 4 7 . 4 9 %0 . 7 8 1 . 0 0 . 1 2 6 1 . 1 3 17 對于大塔，為了避免過量物沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過 80%，由以上可知，物沫夾帶能夠滿足 . 1 1 ( / g )液 氣的需求。 餾段 取物料系數(shù) K=點(diǎn)負(fù)荷性能系數(shù)圖 泛點(diǎn)率：32 . 70 . 5 5 1 . 3 6 2 . 2 3 5 1 0 0 . 7 59 2 9 . 1 2 2 . 7 4 7 . 3 7 %1 . 0 0 . 1 0 0 0 . 6 7 5 泛點(diǎn)率：2 . 70 . 5 59 2 9 . 1 2 2 . 7 4 8 . 4 9 %0 . 7 8 1 . 0 0 . 1 0 0 0 . 7 8 5 由計(jì)算知，符合要求。 沫夾帶線 泛點(diǎn)率 =v 1 . 3 6s s zk c A 據(jù)此可作業(yè)負(fù)荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點(diǎn)泛 80%計(jì)算。 1 精餾段 . 2v 1 . 3 6 0 . 9 18 4 1 . 3 5 2 . 21 . 0 0 . 1 2 6 0 . 9 7整理得： 1 . 9 1 4 2 4 . 1 7（ 7 由上式知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)作取兩個(gè)出出霧沫夾帶線（ 1） 2 提餾段： 18 2 . 7v 1 . 3 6 0 . 7 59 1 9 . 1 2 2 . 71 . 0 0 . 1 0 0 0 . 2 7 5整理得： 1 0 1 8 . 8 9泛線 1()T W p c d c L dH h h h h h h h h h 由此確定液泛線，忽略式中 h2 2 2 / 336002 . 8 4( ) 5 . 3 4 0 . 1 5 3 ( ) ( 1 ) ( )2 1 0 0 0v o s o wL w o LH h h Eg l h l 而 0 20 /4 1 精餾段 2 2 2 / 31112 2 42 . 20 . 1 9 8 9 5 . 3 4 4 7 5 . 3 9 1 . 5 ( 0 . 0 5 0 . 7 8 7 )0 . 7 8 5 1 0 5 0 . 0 3 9 8 4 1 . 3 5 2 9 . 8 1s L 整理得： 2 2 2 / 31 1 12 . 7 3 5 1 0 4 9 4 . 3 2 6 . 0 6s s L 2 提餾段 2 2 2 / 321 s 12 2 42 . 70 . 2 0 0 3 5 . 3 4 1 9 5 . 8 5 1 . 5 ( . 0 . )0 . 7 8 5 5 3 0 . 0 3 9 9 2 9 . 1 2 2 9 . 8 1 0 4 5 + 0 8 8 9 2 2 2 / 32 1 10 . 6 7 2 9 9 1 . 6 5 6 . 7 5 2s s L 相負(fù)荷上限 液體的最大流量應(yīng)保證 降液管中停留時(shí)間不低于 3體降液管內(nèi)停留時(shí)間 s。以 5 ： 19 fs m a x 0 . 0 7 9 2 0 . 4 0 . 0 0 655 3m/s 漏線 對于 1F 型重閥，依 0F =5作為規(guī)定氣 體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則 2 餾段 2s 1 m i v ) 0 . 0 3 9 1 0 5 0 . 4 2 2 64 2 . 2 3 / 提餾段 2s 2 m i v ) 0 . 0 3 9 5 3 0 . 1 9 2 64 2 . 7 3 /相負(fù)荷下限性 取堰上液層高度 作為液相負(fù)荷下限條件作出液相負(fù)荷下限 線，該線為氣相流量無關(guān)的豎直線。 m i 0 0 ( )2 . 8 4 0 . 0 0 61000 取 E=1則 3 / 2m i n 3 . 0 7 1 1 0 0 0 0 . 0 0 0 62 . 8 4 1 3 6 0 0ws 3/ 由以上 如下： 由塔板負(fù)荷性能圖可看出： 1） 在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作 2） 塔板的氣相負(fù)荷上限完全由物沫夾帶線控制，操作下限由漏液控制； 3） 按固定的液氣比，由圖可查出塔板的氣相負(fù)荷上限m/s ，氣相負(fù)荷下限m/s 。 20 所以：精餾段操作彈性為： 餾段操作彈性為： 0. 圖 4餾段負(fù)荷性能圖 （ 同。） 0 0 2 0 0 0 2 0 4 0 6 0 8 0 0 0 2 0 4 0 6 0 8 0 0123456784餾段負(fù)荷性能圖 四 、塔的附屬設(shè)備選型 管 料管 進(jìn)料管的要求很多，有直管進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管、丁型進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用0 0 2 0 0 0 2 0 4 0 6 0 8 0 0 0 2 0 4 0 6 0 8 0 00 01 02 03 04 05 06 07 1 直管進(jìn)料管，管徑如下： s4 v / u 取 s ， C 3, 8 7 3 . 8 4 k g / m 6 1 3 8 . 2 8 4v 0 . 0 0 1 9 5 13 6 0 0 8 7 3 . 8 4S 3m/s 4 0 . 0 0 1 9 1 0 . 0 3 9 4 m = 3 9 . 4 m 1 4 1 . 6D流管 采用直管回流管，取 u m/s， L=h 2 4 . 9 4 7 8 . 1 1 0 . 9 8 6 2 4 . 9 4 1 1 2 . 6 1 0 . 0 1 443 6 0 0 8 0 8 . 8 6 0 . 0 2 1 8 2 1 . 83 . 1 4 1 . 8Rd m m m 釜出料管 取 u m/s,直管出料 3, 9 8 4 . 4 1 k g / mL w m ， 1 8 . 6 4 8 0 . 0 0 2 8 8 7 8 . 1 1 1 8 . 6 4 8 0 . 9 9 7 1 2 1 1 2 . 6 144 3 6 0 0 9 8 4 . 4 1 0 . 0 2 1 7 2 1 . 73 . 1 4 1 . 6m m 頂蒸汽出料管 直管出氣，取出口氣速： u=20 m/s， 3, 2 .2 k g /,1 31,7 0 . 4 5 7 8 . 5 9 0 . 6 9 9 m / 0 0 3 6 0 0 2 . 2 ， 4 0 . 6 9 9 0 . 2 1 0 2 2 1 . 03 . 1 4 2 0D m m m 。 22 釜進(jìn)氣管 采 用 直 管 ， 取 氣 速 u=23m/s, 2 , 2 3,2 2 1 6 3 9 6 . 2 6 4 . 9 4 k g / 3 1 4 2 7 3 1 0 8 . 8 6 ( q 1 ) 0 . 0 1 5 6V V F 0 . 0 1 5 6 1 1 2 . 5v 0 . 3 5 54 . 9 43m/s 4 0 . 3 5 5 0 . 1 4 0 2 1 4 0 . 23 . 1 4 2 3D m m m 沫器 當(dāng)空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴(yán)重，以及工藝過程不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)置除沫劑，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設(shè)備的正常操作。常用除沫劑有折流板式除沫劑，絲網(wǎng)除沫器以及程流出沫器。本設(shè)計(jì)采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、重量輕，空隙大及使 用方便等優(yōu)點(diǎn)。 設(shè)計(jì)氣速選?。?系數(shù) K = 4 1 . 3 5 2 . 2u 0 . 1 0 7 2 . 0 92 . 2 m/s 除 沫 器 直 徑D= 4 1 . 0 3 0 . 7 93 . 1 4 2 . 0 9 m 座 塔底端用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。 基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)壞徑 (1 6 0 4 0 0 )(1 6 0 4 0 0 )o b 其中 1000 23 取基礎(chǔ)環(huán)的內(nèi)外徑與裙座截面內(nèi)徑的差為 200 0 0 0 2 0 0 1 2 0 01 0 0 0 2 0 0 8 0 0m mD m m 考慮到腐蝕余量取，考慮到再沸器，裙裾高度取 3 m，地角螺栓直徑取 人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于進(jìn)入任何一層塔板，由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會(huì)使塔體的彎曲度難以達(dá)到要求，一般每隔 10塔中共 17塊塔板，需設(shè)置2 個(gè)人孔，每個(gè)孔直徑為 450 設(shè)置