苯-甲苯的分離過(guò)程連續(xù)板式精餾塔設(shè)計(jì)書(shū)

1 苯 續(xù) 板式精餾塔設(shè)計(jì)書(shū) 第一章 緒 論 餾塔設(shè)計(jì)任務(wù) 常壓操作的連續(xù)板式精餾塔內(nèi)分離苯 接蒸汽加熱，生產(chǎn)時(shí)間為 300/年，每天 24 小時(shí)，生產(chǎn)能力為 18 萬(wàn)噸 /年，原料組成為 頂組成為 底組成為 1。 作條件 塔頂壓力：常壓 冷卻水入塔溫度： 25 冷卻水出塔溫度： 45 回流比： 板壓降： 蒸汽加 熱溫度： 120 160 設(shè)備形式：篩板浮閥塔 廠址：武漢地區(qū) 餾與篩板塔簡(jiǎn)介 在工業(yè)生產(chǎn)中，廣泛應(yīng)用精餾方法分離液體混合物，從石油工業(yè)、酒精工業(yè)直至焦油分離，基本有機(jī)合成，空氣分離等等，特別是大規(guī)模的生產(chǎn)中精餾的應(yīng)用更為廣泛。 蒸餾按操作可分為簡(jiǎn)單蒸餾、平衡蒸餾、精餾、特殊精餾等多種方式。按原料中所含組分?jǐn)?shù)目可分為雙組分蒸餾及多組分蒸餾。按操作壓力則可分為常壓蒸餾、加壓蒸餾、減壓（真空）蒸餾。此外，按操作是否連續(xù)分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾。工業(yè)生產(chǎn) 中的蒸餾多為多組分精餾，本設(shè)計(jì)著重討論常壓下的雙組分精餾，即苯 在化學(xué)工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應(yīng)用的諸如吸收，解吸，精餾，萃取等單元操作中，氣液傳質(zhì)設(shè)備必不可少。塔設(shè)備就是使氣液兩相通過(guò)緊密接觸達(dá)到相際傳質(zhì)和傳熱目的的氣液傳質(zhì)設(shè)備之一。塔設(shè)備一般分為階躍接觸式和連續(xù)接觸式兩大類(lèi)。前者代表是板式塔，后者代表則為填料塔。 篩板塔在十九世紀(jì)初已應(yīng)用于工業(yè)裝置上，但由于對(duì)篩板的流體力學(xué)研究很少，被認(rèn)為操作不易掌握，沒(méi)有被廣泛采用。五十年代來(lái)，由于工業(yè)生產(chǎn)實(shí)踐，對(duì)篩板塔作了較充分的研究并且經(jīng)過(guò)了大量的工業(yè)生產(chǎn) 實(shí)踐，形成了較完善的設(shè)計(jì)方法。篩板塔板簡(jiǎn)稱(chēng)篩板，結(jié)構(gòu)持點(diǎn)為塔板上開(kāi)有許多均勻的小孔。根據(jù)孔徑的大小，分為小孔徑篩板（孔徑為 3大孔徑篩板（孔徑為 10類(lèi)。工業(yè)應(yīng)用以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場(chǎng)合（如分離粘度大、易結(jié)焦的物系）。篩板的優(yōu)點(diǎn)足結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力較大；氣體分散均勻，傳質(zhì)效率 2 較高。其缺點(diǎn)是篩孔易堵塞，不宜處理易結(jié)焦、粘度大的物料。應(yīng)予指出，盡管篩板傳質(zhì)效率高，但若設(shè)計(jì)和操作不當(dāng)，易產(chǎn)生漏液，使得操作彈性減小，傳質(zhì)效率下降，故過(guò)去 工業(yè)上應(yīng)用較為謹(jǐn)慎。近年來(lái)，由于設(shè)計(jì)和控制水平的不斷提高，可使篩板的操作非常精確，彌補(bǔ)了上述不足，故應(yīng)用日趨廣泛。在確保精確設(shè)計(jì)和采用先進(jìn)控制手段的前提下，設(shè)計(jì)中可大膽選用 2。 系介紹 苯，沸點(diǎn)為 ；甲苯，沸點(diǎn)為 ，是非常重要的化工原料，都為無(wú)色、無(wú)毒，有一定致癌性的最常見(jiàn)的有機(jī)溶劑，因其良好的理化性能，而被廣泛地應(yīng)用于化工、日化、醫(yī)藥等行業(yè)。苯 物體系。 3 第二章 設(shè)計(jì)原理 塔設(shè)備是化工、石油化工、生物化工、制藥等生產(chǎn)過(guò)程中廣泛采用氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)汽液接觸構(gòu)件的結(jié)構(gòu)形式可分為板式塔和填料塔兩大類(lèi)。 蒸餾是一種重要的化工單元操作，是工業(yè)上分離液相混合物的常用方法。 蒸餾操作可以采用板式塔也可以采用填料塔。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)目的塔板，氣相以鼓泡或者噴射的形式穿過(guò)板上的液層，進(jìn)行傳質(zhì)與傳熱。在正常的操作下，氣相為分散相，液相為連續(xù)相，氣相組成呈階梯變化，屬逐級(jí)接觸逆流操作過(guò)程 3。 作為汽 液兩相傳質(zhì)用的塔設(shè)備，首先必須使汽液兩相充分接觸，以獲得較高的傳質(zhì)效率，此外，為了滿(mǎn)足工業(yè)生產(chǎn)生產(chǎn)的需要，塔設(shè)備還得考慮下列各項(xiàng)基本要求： 1. 汽液處理量大。即在較大的汽液流速下，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞正常操作的現(xiàn)象。 2. 操作穩(wěn)定、彈性大。即當(dāng)塔設(shè)備的汽液負(fù)荷量有較大的波動(dòng)時(shí)，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定的操作，并且塔設(shè)備應(yīng)保證能長(zhǎng)期連續(xù)操作。 3. 流體流動(dòng)的阻力小。即流體通過(guò)塔設(shè)備的壓力降小。這將大大節(jié)省生產(chǎn)中的動(dòng)力消耗，以及降低經(jīng)常操作費(fèi)用。對(duì)于減壓蒸餾操作，較大的壓力降還 使系統(tǒng)無(wú)法維持必要的真空度。 4. 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、材料耗用量小、制造和安裝容易。這可以減少基建過(guò)程中的投資費(fèi)用。 5. 耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。 6. 塔內(nèi)滯留量小。 4 第三章 設(shè)計(jì)方案的確定 設(shè)計(jì)原則 總的原則是盡可能多的采用先進(jìn)的技術(shù)，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低能耗的原則，具體考慮以下幾點(diǎn)。 （ 1）滿(mǎn)足工藝和操作的要求 （ 2）滿(mǎn)足經(jīng)濟(jì)上的要求 （ 3）保證生產(chǎn)安全 （ 4）技術(shù)先進(jìn) 置流程的確定 精餾裝置包括精 餾塔，原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔底輸入，物料在塔內(nèi)徑多次部分被汽化與部分冷凝進(jìn)行精餾分離，由冷凝器中冷卻介質(zhì)將余熱帶走。工業(yè)生產(chǎn)中多應(yīng)用連續(xù)蒸餾，連續(xù)精餾具有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點(diǎn)，塔頂冷凝裝置采用全凝器以便準(zhǔn)確的控制回流比。在設(shè)計(jì)過(guò)程中還應(yīng)考慮余熱的利用。 型的選擇 本設(shè)計(jì)是通過(guò)對(duì)篩板塔和浮閥塔的生產(chǎn)能力、塔板效率、操作效率、操作彈性、壓力降的計(jì)算以及操作可行性和造價(jià)等多方面的比較選擇了篩板塔。 篩板塔的主要優(yōu)點(diǎn)有： （ 1）結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于 加工，造價(jià)約為泡罩塔的 60%，為浮閥塔的 80%左右。 （ 2）氣液分散均勻，傳質(zhì)效率高，處理能力大，比同塔徑的泡罩塔大 10 15%。 （ 3）塔板效率與浮閥塔大體相當(dāng)，但比泡罩塔高 15%左右。 （ 4）壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低 30%左右。 （ 5）板上液面落差較小。 但篩板塔也存在著一些不足： （ 1）塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 （ 2）操作彈性較小（約 2 3），若設(shè)計(jì)合理，也能具有足夠的操作彈性。 （ 3）小孔篩板容易堵塞。 作壓力的選擇 精餾操作有常壓，加壓和減壓三種方式。本設(shè)計(jì)采用 常壓操作，原因在于： （ 1）苯和甲苯在常壓下呈液態(tài)，不必采用加壓裝置。 （ 2）能用水將餾出物冷卻，在常壓下實(shí)現(xiàn)苯和甲苯的分離。 5 （ 3）苯和甲苯不屬于熱敏性物料，混合液沸點(diǎn)不高，不必采用減壓蒸餾 4。 料狀態(tài)的選擇 物料的進(jìn)料狀態(tài)有五種，可用進(jìn)料狀態(tài)參數(shù) q 值來(lái)表示。進(jìn)料為過(guò)冷液體： 1q ；飽和液體（泡點(diǎn)）： 1q ；氣、液混合物： 01q；飽和蒸汽（露點(diǎn)）： 0q ；過(guò)熱蒸汽： 0q 。本設(shè)計(jì)采用飽和液體（泡點(diǎn)）進(jìn)料，原因在于： （ 1）使精餾段和提餾段保持相同的塔徑，便于制造。 （ 2）保持塔的操作穩(wěn)定。 （ 3）避免季節(jié)的影響。 卻方式的選擇 苯設(shè)計(jì)選擇用冷卻水冷卻，并采用全凝器。 熱方式的選擇 塔釜一般采用間接蒸汽加熱，但對(duì)塔底產(chǎn)物基本是水，且在低濃度時(shí)的相對(duì)揮發(fā)度較大的體系，也可采用直接蒸汽加熱。本設(shè)計(jì)物系是苯 和甲苯，宜采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。 流比的選擇 實(shí)際回流比總是介于最小回流比和全回流兩種極限之間。為了使塔設(shè)備和操作費(fèi)用實(shí)現(xiàn)最優(yōu)化組合，一般經(jīng)驗(yàn)值 1 . 1 2()5。 6 第四章 精餾塔的工藝設(shè)計(jì) 餾塔的工藝計(jì)算 料衡算與操作線(xiàn)方程 （ 1）設(shè)計(jì)的條件 原料：苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)： 頂組成苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)： 釜組成苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)： 加料流率 D 氣 相產(chǎn)物流率 W 液相產(chǎn)物流率 處理能力： 18 萬(wàn)噸 /年 生產(chǎn)時(shí)間： 300 天 /年 24h/d 質(zhì)量分?jǐn)?shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分?jǐn)?shù)： 苯的分子量 A： 7 8 . 1 1 /AM k g k m o l 甲苯的分子量 B： 9 2 . 1 3 /BM k g k m o l0 . 4 67 8 . 1 1 0 . 5 0 1 10 . 4 6 1 0 . 4 67 8 . 1 1 9 2 . 1 30 . 9 87 8 . 1 1 0 . 9 8 3 00 . 9 8 0 . 0 27 8 . 1 1 9 2 . 1 30 . 0 27 8 . 1 1 0 . 0 2 3 5 00 . 0 2 0 . 9 87 8 . 1 1 9 2 . 1 3 苯 （摩爾分?jǐn)?shù)） 產(chǎn)品要求： （摩爾分?jǐn)?shù)） 0 3 5 0（摩爾分?jǐn)?shù)） （ 2）平均分子量 苯的分子量 A： 7 8 . 1 1 /AM k g k m o l 甲苯的分子量 B： 9 2 . 1 3 /BM k g k m o l平均分子量： , 0 . 5 7 8 . 1 1 0 . 5 9 2 . 1 3 8 5 . 1 2 /k g k m o l 7 , 0 . 9 8 7 8 . 1 1 (1 0 . 9 8 ) 9 2 . 1 3 7 8 . 3 9 /k g k m o l , 0 . 0 2 7 8 . 1 1 (1 0 . 0 2 ) 9 2 . 1 3 9 1 . 8 5 /k g k m o l （ 3）全塔物料恒算 對(duì)全塔做物料恒算： F D W ( ) 4 3 31 8 1 0 1 0 1 0 8 1 . 5 8 /8 5 . 1 1 3 0 0 2 4 3 6 0 0m o l 對(duì)輕組分全塔做物料恒算：F D D X W X（） 聯(lián)立 ( )（）兩式可得： 8 1 . 5 8 0 . 5 0 1 1 0 . 0 2 3 5 4 0 . 6 1 /0 . 9 8 3 0 0 . 0 2 3 5 XD m o l 8 1 . 5 8 4 0 . 6 1 4 0 . 9 7 /W F D m o l s 故 4 0 /D m ol s 4 0 /W m ol s 圖 4 甲苯相平衡圖 8 （ 4）相對(duì)揮發(fā)度 的計(jì)算 由圖 4到對(duì)應(yīng)的分離任務(wù)： ，塔頂溫度 0 3 5 0，塔底溫度 ，進(jìn)料溫度 則精餾段平均溫度) ( 8 0 . 5 3 9 1 . 7 4 ) 8 6 . 1 422t t 提餾段平均溫度 11 ( ) ( 1 0 9 . 3 9 1 . 7 4 ) 1 0 0 . 522m W Ft t t 全塔平均溫度 ( ) ( 8 0 . 5 3 1 0 9 . 3 ) 9 4 . 9 022mt t t 1211l o g 6 . 0 3 1 2 2 0 . 8AP t ； 1345l o g 6 . 0 8 0 2 1 9 . 5BP t ;A A B P x P P 可得： 1 0 2 P a 3 9 P a 00 2 9 0 3 5 0 2 3 1 P a 9 7 P a 00 2 6 1 4 3 P a 5 7 P a 相對(duì)平均揮發(fā)度： 33 2 . 5 9 9 2 . 3 7 6 2 . 4 9 8 2 . 4 8 9F D W 則相平衡方程為： 2 . 4 8 91 ( 1 ) 1 1 . 4 8 9 論板數(shù)先用圖解法找出最佳回流比 泡點(diǎn)進(jìn)料， 1 , 0 . 5 0 1 1 X 2 . 4 8 9 0 . 5 0 1 1 0 . 7 1 4 31 ( 1 ) 1 1 . 4 8 9 0 . 5 0 1 1ee x 9 最小回流比m i 9 8 3 0 0 . 7 1 4 3 1 . 2 6 00 . 7 1 4 3 0 . 5 0 1 1 設(shè)回流比m i n 1 . 8 1 . 2 6 0 2 . 2 6 8 (1)進(jìn)料板位置的確定（由逐板計(jì)算） 由逐板計(jì)算法計(jì)算： 精餾段操作線(xiàn)方程為：1 0 . 6 9 4 0 0 . 3 0 0 811 Dn n x 提餾段操作線(xiàn)方程為：1 1 . 3 0 9 0 . 0 0 7 2 5 5( R 1 ) D ( R 1 ) Dn n w F F Dy x x x 結(jié)合相平衡方程： 2 91 1 9 nn x 泡點(diǎn)進(jìn)料， 1 , 0 . 5 0 1 1 X 1 0 . 9 8 3 0第一塊板上升的氣相組成為： 1110 . 9 8 3 0 0 . 9 5 8 7( 1 ) y 2 . 4 8 9 1 . 4 8 9 0 . 9 8 3 0 由此法計(jì)算結(jié)果由表 4示： 表 4板計(jì)算結(jié)果表 x1 x2 x3 x4 x5 x6 x7 y1 y2 y3 y4 y5 y6 y7 x9 y9 計(jì)算得加料板位置在第 7 塊板，理論板數(shù) 14（含塔釜） （ 2）板效率 10 由進(jìn)料平均溫度 查黏度得： 則進(jìn)料液體的黏度 (1 )L A F B 0 . 2 6 7 0 . 5 0 1 0 . 2 7 5 0 . 4 9 8 9 0 . 2 7 1 0 m p a S 故 00 . 2 4. 5245 ( 2 . 4 8 9 0 . 2 7 10 . 4 9 ( ) 0 . ) 0 . 59 34 96T 其中 1 . 1 0 1 3 ( 0 . 1 , 7 . 5 ) L （ 3）實(shí)際板數(shù) 實(shí)際板數(shù) 4 1 2 4 . 0 9 2 50 . 5 3 9 6 塊 加料板位置為： 2 5 7 1 3 413 塊 圖 4壓下苯 11 料基本物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 均分子量的計(jì)算 ,F,D, F(1 X ) 7 8 . 1 1 0 . 5 0 1 1 9 2 . 1 3 0 . 4 9 8 9 8 4 . 9 9 /(1 X ) 7 8 . 1 1 0 . 9 8 3 0 9 2 . 1 3 0 . 0 1 7 0 7 8 . 2 4 /(1 X ) 7 8 . 1 1 0 . 0 2 3 5 9 2 . 1 3 0 . 9 7 6 5 9 1 . 6 7 /(1 ) 7 8 . 1 1 0 . 7 1 4 0 9 2 A F D B W B B X M g m o X M g m o X M g m o y M y V , 0 . 2 8 6 0 8 2 . 0 1 /(1 ) 7 8 . 1 1 0 . 9 9 3 0 9 2 . 1 3 0 . 0 0 7 7 8 . 2 1 /(1 ) 7 8 . 1 1 0 . 0 5 7 7 9 2 . 1 3 0 . 9 4 2 3 9 1 . 2 0 /A D B B Wg m o y M y g m o y M y g m o l 均密度的計(jì)算 對(duì)平均密度的計(jì)算需查苯 6。 表 4 溫度（ ） 80 90 100 110 120 苯 3/kg m 814 805 791 778 763 甲苯 3/kg m 809 801 791 780 768 由內(nèi)插法： 38 0 2 A kg m 38 0 2 B kg m 38 1 3 . 5 /A kg m 38 0 8 B kg m 37 7 9 . 0 /A k g m 37 8 0 . 8 /B kg m （ 1） 液相密度的計(jì)算 A 表示苯 B 表示甲苯 由液相密度計(jì)算公式 ：, , ,1L m 即 ,1 0 . 4 6 0 . 5 48 0 2 . 6 8 0 2 . 7計(jì)算可得： 3, 8 0 2 LF kg m 同理得： 3, 8 1 3 LD kg m ， 3, 7 8 /LW kg m 則精餾段和提餾段的平均密度分別為： 12 , 3, 8 0 8 . 0 /2L F L k g m ,3, 7 9 1 . 8 /2L W L k g m （ 2）氣相密度的計(jì)算 由 ,3V , F 1 0 1 . 3 2 5 8 2 . 0 1 2 . 7 3 9 /8 . 3 1 4 ( 2 7 3 . 1 5 9 1 . 7 4 )k g 同理得： ,3, 1 0 1 . 3 2 5 7 8 . 2 1 2 . 6 9 1 /8 . 3 1 4 ( 2 7 3 . 1 5 8 0 . 5 3 )M k g , 3, 1 0 1 . 3 2 5 9 1 . 2 0 2 . 9 0 6 /8 . 3 1 4 ( 2 7 3 . 1 5 1 0 9 . 2 7 )M k g 則精餾段和提餾段的平均密度分別為： , 3, 2 . 6 9 1 2 . 7 3 9 2 . 7 1 5 /22V D V k g m ,3, 2 . 9 0 6 2 . 7 3 9 2 . 8 2 2 /22V W V k g m 餾段物性數(shù)據(jù) （ 1）液體回流量 , , D 3,11( ) 2 . 2 6 8 4 0 . 6 1 ( 8 4 . 9 9 7 8 . 2 4 )22 0 . 0 0 9 3 0 5 /1 0 0 0 1 0 0 0 8 0 8 . 0L F M ML m s （ 2）氣體回流量 V, 311( ) 3 . 2 6 8 4 0 . 6 1 ( 8 2 . 0 1 7 8 . 2 1 )22 3 . 9 1 4 /1 0 0 0 1 0 0 0 2 . 7 1 5 MV m s 餾段物性數(shù)據(jù) （ 1）液體回流量 ,2,8 1 . 5 8 8 4 . 9 90 . 0 0 9 3 0 5 0 . 0 1 7 9 4 /1 0 0 0 1 0 0 0 8 0 2 . 7 S F L m s （ 2）氣體回流量 33 . 9 1 4 / m s 13 體平均表面張力的計(jì)算 表 4 溫度 80 90 100 110 120 苯， mN/m 甲苯， mN/m 0 體平均表面張力的計(jì)算，依下式：,L M i 塔頂液體的平均表面張力計(jì)算： 由 查常用物料物性數(shù)據(jù)得： 苯的表面張力 2 1 . 1 1 /A m N m ； 甲苯的表面張力 2 1 . 6 2 /B m N m 則, F M 0 . 9 8 3 0 2 1 . 1 1 0 . 0 2 3 5 0 2 1 . 6 2 2 1 . 2 6 /L D A W m N m 進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算： 由 查常用物料物性數(shù)據(jù)得： 苯的表面張力 1 9 . 8 0 /A m N m ； 甲苯的表面張力 2 0 . 4 1 /B m N m 則, F M (1 ) 0 . 5 0 1 1 1 9 . 8 0 (1 0 . 5 0 1 1 ) 2 0 . 4 1 2 0 . 1 0 /L A F B m N m 精餾段液相平均表面張力的計(jì)算： , M , ,11( ) ( 2 1 . 2 6 2 0 . 1 0 ) 2 0 . 6 8 /22L L F M L D M m N m 塔釜液體的平局表面張力計(jì)算： , 1 7 /A m N m , 1 8 /B m N m ,M 0 . 0 2 3 5 0 1 7 . 5 6 1 0 . 0 2 3 5 0 1 8 . 4 5 1 8 /. 4 3L m N m 提餾段液相平均表面張力的計(jì)算： ,M 1 ( 1 8 . 4 3 2 0 . 4 2 ) 1 9 . 2 /42L m N m 14 表 4餾塔內(nèi)基本物性數(shù)據(jù)計(jì)算結(jié)果 項(xiàng)目 精餾段 提餾段 液相平均密度 3, ,/LM kg m相平均密度 3, ,/m相回流量 3,/SL m 相回流量 3,/SV m 相平均表面張力, , /LM mN m的主要尺寸的計(jì)算 徑 D 的計(jì)算 精餾段： 1 1 12 2 2, 3600 0 . 0 0 9 3 0 5 3 6 0 0 8 0 8 . 0( ) ( ) ( ) 0 . 0 4 1 0 13 6 0 0 3 . 9 1 4 3 6 0 0 2 . 7 1 5 S 取板間距為 板上層液高度為 則 0 . 6 0 . 0 6 0 . 5 4 0 0 m ；查圖 4 4密斯關(guān)聯(lián)圖 15 得：20 0 . 2 0 . 220 2 0 . 6 8( ) 0 . 0 9 8 ( ) 0 . 0 9 8 6 82 0 2 0 液泛速度可由下式計(jì)算： 則 8 0 8 . 0 2 . 7 1 50 . 0 9 8 6 8 1 . 6 9 9 /2 . 7 1 5fu m s 取安全系數(shù)（泛點(diǎn)百分率）為 于不易發(fā)泡物系，泛點(diǎn)百分率可取 則空塔氣速為： 0 . 8 2 0 . 8 2 1 . 6 9 9 1 . 3 9 3 /u m s 則所需氣體流通面積為：2s 3 . 9 1 4 0 2 . 8 1 01 . 3 9 3 查圖 4選擇單流型塔板，并取堰長(zhǎng) 溢流管面積和塔板面積之比為： 0 . 0 5 2f 22 . 8 1 0 2 . 9 6 41 0 . 0 5 2 1 0 . 0 5 2 4 4 2 . 9 6 4 1 . 9 4 33 . 1 4 1 5 將 D 圓整，得 22 23 . 1 4 1 5 2 . 0 3 . 1 4 244T 20 . 0 5 2 0 . 0 5 2 3 . 1 4 2 0 . 1 6 3 4 m ； 23 . 1 4 2 0 . 1 6 3 4 2 . 9 7 9n T A m ； 氣體在塔中實(shí)際流速： 3 . 9 1 4 1 . 3 1 4 /2 . 9 7 9Sn m 則實(shí)際泛點(diǎn)百分率為： 1 . 3 1 4 0 . 7 7 3 41 . 6 9 9 5 提餾段： 1 1 12 2 2, 3600 0 . 0 1 7 9 4 3 6 0 0 7 9 1 . 8( ) ( ) ( ) 0 . 0 7 6 7 83 . 9 1 4 3 6 0 0 2 . 8 2 23600 S 取板間距為 0.6 ，板上層液高度為 ； 16 則 0 . 6 0 . 0 6 0 . 5 4 m ； 查圖 4：20 ， 0 . 2 0 . 2201 9 . 4 2( ) 0 . 0 9 8 ( ) 0 . 0 9 7 4 22 0 2 0 液泛速度可由下式計(jì)算： ， 則 7 9 1 . 8 2 . 8 2 20 . 0 9 7 4 2 1 . 6 2 9 /2 . 8 2 2fu m s 取安全系數(shù)（ 泛點(diǎn)百分率）為 于不易發(fā)泡物系，泛點(diǎn)百分率可取 則空塔氣速為： 0 . 8 2 0 . 8 2 1 . 6 2 9 1 . 3 3 6 /u m s 則所需氣體流通面積為： 2s 3 . 9 1 4 2 . 9 3 01 . 3 3 6n 查圖 4選擇單流型塔板，并取堰長(zhǎng) 圖 4形降液管的寬度與面積 得溢流管面積和塔板面積之比為： 0 . 0 5 2f 22 . 9 3 0 3 . 0 9 11 0 . 0 5 2 1 0 . 0 5 2 17 4 4 3 . 0 9 1 1 . 9 8 43 . 1 4 1 5 將 D 圓整，得 22 23 . 1 4 1 5 2 . 0 3 . 1 4 244T 20 . 0 5 2 0 . 0 5 2 3 . 1 4 2 0 . 1 6 3 4 m ； 23 . 1 4 2 0 . 1 6 3 4 2 . 9 7 9n T A m ； 氣體在塔內(nèi)實(shí)際流速： 3 . 9 1 4 1 . 3 1 4 /2 . 9 7 9m 則實(shí)際泛點(diǎn)百分率為： 1 . 3 1 4 0 . 8 0 6 61 . 6 2 9 餾塔有效高度的計(jì)算 精餾段有效 高度 1 1 1 1 4 1 0 . 6 7 . 8 H m 提餾段有效高度 22 1 1 1 1 0 . 6 6 H m 在進(jìn)料板上方開(kāi)一個(gè)人孔，高度為 實(shí)際塔板數(shù)： 1 4 1 250 . 5 3 9 6塊 塔板有效高度為： ( 1 ) 0 . 6 ( 2 5 1 ) 0 . 6 0 . 6 1 5 H m 表 4餾塔主要尺寸計(jì)算結(jié)果 項(xiàng)目 精餾段 提餾段 塔徑 , 塔氣速 ,/nu m 際泛點(diǎn)百分率 長(zhǎng) ,流管面積 2,18 塔板面積 2,體流通面積 2,板工藝尺寸 的主要計(jì)算 流裝置的計(jì)算 因塔徑精餾段與提餾段塔徑相同 ,選擇弓形單溢流降液管，采用凹形受液盤(pán)，計(jì)算如下： （ 1）堰長(zhǎng) 0 . 6 0 . 6 2 . 0 1 . 2 m 圖 4流收縮系數(shù)圖 （ 2）溢流堰高度計(jì)算 W L h h選用平直堰，堰上液層高度查圖 4E 近似取 1 22332 . 8 4 2 . 8 4 0 . 0 9 3 0 5 3 6 0 0( ) 1 ( ) 0 . 0 2 6 1 31 0 0 0 1 0 0 0 1 . 2 取板上清液層高度為： 則 0 . 0 6 0 . 0 2 6 1 3 0 . 0 3 3 8 7 弓形單溢流降液管寬度 19 由： ： 0.6 查圖 4： ，則 0 . 1 0 . 1 2 . 0 0 . 2 m （ 3） 弓形降液管寬度： 3600 3 6 0 0 0 . 1 6 3 4 0 . 6 1 0 . 5 4 50 . 0 0 9 3 0 5 3 6 0 0 （設(shè)計(jì)合理） 由 20 . 0 5 2 0 . 0 5 2 3 . 1 4 2 0 . 1 6 3 4 m （ 4）降液管底隙高度00 3600h 取液體通過(guò)底隙時(shí)的流速0 u m s 則0 00 . 0 0 9 3 0 5 3 6 0 0 0 . 0 3 1 0 1 ( 0 . 0 0 2 0 . 0 2 5 )3 6 0 0 3 6 0 0 1 . 2 0 . 2 5m 且 0 能保證液封，故設(shè)計(jì)合理。 選用凹形受液盤(pán)，取深度為 0 . 0 3 3 8 7h m 提餾段： 驗(yàn)算提餾段液體在降液管中的停留的時(shí)間 3600 3 6 0 0 0 . 1 6 3 4 0 . 6 5 . 4 6 5 50 . 0 1 7 9 4 3 6 0 0 （設(shè)計(jì)合理） 取液體通過(guò)底隙時(shí)的流速0 u m s 降液管底隙高度0 0 0 . 0 1 7 9 4 3 6 0 0 0 . 0 2 9 9 0 0 . 0 2 0 . 0 2 53 6 0 0 1 . 2 0 . 53600 m 且0 0 . 0 3 3 8 7wh h m 能保證液封，故設(shè)計(jì)合理。 選用凹形受液盤(pán)，取深度為 0 . 0 3 3 8 7h m 20 板布置 （ 1）塔板的分塊 因 2 0 0 0 8 0 0D m m m m 故采用分塊式，選精餾段與提餾段塔板布置相同，由下表4知： 表 4徑與塔板分塊數(shù)的關(guān)系 塔徑 800 1200 400 1600 1800 2000 2200 2600 塔板分塊數(shù) 3 4 5 6 故取塔板分塊數(shù)為 5 塊。 （ 2）邊緣區(qū)寬度確定 取人口安定區(qū)寬度為s 0 m，邊緣區(qū)寬度為 （ 3）開(kāi)孔區(qū)面積的計(jì)算 開(kāi)孔面積為 22 2 12 ( s i n )180a x r x r 其中 2 . 0( ) 0 . 2 0 . 0 8 0 . 7 222 W m c 2 . 0 0 . 0 5 0 . 9 522 m ； 故： 22 2 23 . 1 4 1 5 0 . 9 5 0 . 7 22 0 . 7 2 0 . 9 5 0 . 7 2 a r c s i n 2 . 4 4 51 8 0 0 . 9 5 （ 4）篩孔的計(jì)算及其排列 由于處理的物系沒(méi)有腐蝕性，可選取的厚度為 3 的碳鋼板；取篩孔直徑為0 4d 篩 孔按正三角形排列。 取孔中心距 t 為： 03 3 4 1 2t d m m 篩孔數(shù)目 n 為： 42 3 21 . 1 5 5 1 . 1 5 5 2 . 4 4 5 1 . 9 6 1 1 0t ( 1 2 1 0 ) 個(gè) 開(kāi)孔率為： 220 0 . 0 0 40 . 9 0 7 ( ) 0 . 9 0 7 ( ) 1 0 . 0 8 %0 . 0 1 2 氣體通過(guò)篩孔的氣速為： 精餾段 203 . 9 1 4 1 5 . 8 8 /3 . 1 4 1 51 9 6 1 1 ( 0 . 0 0 4 )44Vu m 21 提餾段 203 . 9 1 4 1 5 . 8 8 /3 . 1 4 1 51 9 6 1 1 ( 0 . 0 0 4 )44Vu m 表 4餾塔塔板布置 項(xiàng)目 精餾段 提餾段 堰上液層高度 ,高 ,液管寬度 ,體在降液管停留時(shí)間 ,s 液管底隙高度0,定區(qū)寬度 ,緣區(qū)寬度 ,孔面積 2,孔直徑0,d 孔中心距 ,12 12 篩孔數(shù)目 n 10 10 開(kāi)孔率 ,% 體通過(guò)篩孔氣速0,/u m 22 板相關(guān)參數(shù)的校核 板壓降計(jì)算 （ 1）干板阻力由于 1 0 . 0 8 % 1 5 % ； 干板阻力00= 0 . 0 5 1 ( ) ( )c ，由0 4 ，查干板流系數(shù)圖 4 4板流系數(shù) 圖 4氣系數(shù) 與得干篩孔的流量系數(shù)圖可得：0 則 21 5 . 8 8 2 . 7 1 50 . 0 5 1 ( ) 0 . 0 4 7 8 80 . 9 5 8 0 8 . 0 4 液柱； （ 2）氣體通過(guò)液層的阻力1 對(duì)單溢流極，氣體能動(dòng)因子 11223 . 9 1 4 2 . 7 1 5 2 . 1 6 5 ( )3 . 1 4 2 0 . 1 6 3 4k g s 查圖 4氣系數(shù)與能動(dòng)因子關(guān)聯(lián)圖得： 則1 ( ) 0 . 5 8 0 . 0 6 0 . 0 3 4 8 0L w o wh h h h m 液柱； 由上式計(jì)算板壓降為： = + 0 . 0 4 7 8 8 0 . 0 3 4 8 0 0 . 0 8 2 6 8f c lh h h m 液柱 （ 3）液面的表面張力的阻力 h的計(jì)算 液面的表面張力的阻力 h可由下式計(jì)算： 23 3,04 4 2 0 . 6 8 1 0 0 . 0 0 2 6 0 08 0 8 . 0 9 . 8 1 0 . 0 0 4 液柱 氣體通過(guò)每層塔板的液面高度為： = + 0 . 0 8 2 6 8 0 . 0 0 2 6 0 0 0 . 8 5 2 8h h m 液柱 氣體通過(guò)每層塔板的壓降為： 0 . 0 8 5 2 8 8 0 8 . 0 9 . 8 1 0 . 6 7 6 0 0 . 7P P LP h g k p a k p a （設(shè)計(jì)合理） 提餾段 2200 1 5 . 8 8 2 . 8 2 2= 0 . 0 5 1 ( ) 0 . 0 5 1 ( ) 0 . 0 5 0 7 8 0 . 9 5 7 9 1 . 8 液柱 1122 3 . 9 1 4 2 . 8 2 2 2 . 2 0 73 . 1 4 2 0 . 1 6 3 4k g s 查充氣系數(shù)與能動(dòng)因子關(guān)聯(lián)圖 4： 7 1 0 . 5 7 0 . 0 6 0 . 0 3 4 2 0Lh h m 液柱 板壓降為： 1= + 0 . 0 5 1 8 8 0 . 0 3 4 2 0 0 . 0 8 6 0 8h h m 液柱 3.4 1 9 . 4 2 1 0 0 . 0 0 2 5 0 0 7 9 1 . 8 9 . 8 1 0 . 0 0 4 液柱 = + 0 . 0 8 6 0 8 0 . 0 0 2 5 0 . 8 8 5 8h h m 每層塔板壓降為： 0 . 0 8 8 5 8 7 9 1 . 8 9 . 8 1 0 . 6 8 8 0 0 . 7p p LP h g k p a k p a （設(shè)計(jì)合理） 面落差 在正常的流體流量范圍，對(duì)于 1600D 的篩板，液面落差可以忽略，對(duì)于流體流量很大及 1600D 的篩板，需要考慮液面落差的影響。 對(duì)本塔的設(shè)計(jì)，塔徑 2000D ，液體流量 8 1 /F m ol s 液面落差可以用下式計(jì)算： 2 253 34 ( 1 . 7 4 0 . 1 5 ) 0 . 2 7 1 0 . 0 0 9 3 0 5 1 . 60 . 0 4 7 6 0 . 0 4 7 6 8 . 3 5 1 0( 1 . 6 0 . 1 5 ) ( 8 0 8 . 0 2 . 7 1 5 )f L u L Z 液流平均寬度： 1 ( 2 . 0 1 . 2 ) 1 . 62 對(duì)于單溢流：流體長(zhǎng)度 2 2 . 0 2 0 . 1 1 . 6 W m 24 則鼓泡層高度 2 . 5 0 2 . 5 0 0 . 0 6 0 . 1 5h m 2 53(1 . 7 4 0 . 1 5 ) 0 . 2 7 1 0 0 . 0 0 9 3 0 5 1 . 60 . 0 4 7 6 8 . 3 5 0 1 0(1 . 6 0 . 1 5 ) ( 8 0 8 . 0 2 . 7 1 5 ) m 提餾段 2 43(1 . 6 4 0 . 1 5 ) 0 . 2 7 1 0 0 . 0 1 7 9 4 1 . 60 . 0 4 7 6 1 . 5 8 5 1 0(1 . 6 0 . 1 5 ) ( 7 9 1 . 8 2 . 8 2 2 ) m 沫夾帶