(完整word版)苯-氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計(jì)(20210312070433)

1、題目:學(xué)院名稱：專業(yè)名稱:年級(jí):班級(jí):姓名:學(xué)號(hào):指導(dǎo)老師:西華師范大學(xué)本科生作業(yè)（設(shè)計(jì)）手冊(cè)苯- -氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計(jì)化學(xué)化工學(xué)院20092009 級(jí)班唐聰明2苯-氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書(一) 設(shè)計(jì)題目試設(shè)計(jì)一座苯-氯苯連續(xù)精餾塔，要求年產(chǎn)純度為99.58%的氯苯24000噸，塔頂鎦出液中含氯苯不得高于 2%，原料液中含氯苯 38% (以上均為質(zhì)量分?jǐn)?shù))。(二) 操作條件(1 )塔頂壓力 4kPa (表壓)(2) 進(jìn)料熱狀態(tài)自選(3)回流比 自選(4) 塔底加熱蒸氣壓力 0.5MPa(5)單板壓降 0.7kPa(三) 塔板類型篩板或浮閥塔板(F1型)(四) 工作日每年300

2、天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。(五) 廠址廠址為天津地區(qū)(六) 設(shè)計(jì)內(nèi)容(I)精餾塔的物料衡算；(2 )塔板數(shù)的確定；(3 )精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算；(4 )精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；(5)塔板主要工藝尺寸的計(jì)算；(6 )塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；(7)探班負(fù)荷性能圖；(8 )精餾塔接管尺寸計(jì)算；(9 )繪制生產(chǎn)工藝流程圖；(10)繪制精餾塔設(shè)計(jì)條件圖；(II) 繪制塔板施工圖(可根據(jù)實(shí)際情況選作)(12)對(duì)設(shè)計(jì)過程的評(píng)述和有關(guān)問題的討論。(七) 設(shè)計(jì)基礎(chǔ)數(shù)據(jù)苯-氯苯純組分的飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)溫度(C)8090100110120130131.8苯760102513501760225028402

3、900Pi氯苯1482052934005437197603目錄1.設(shè)計(jì)方案的確定 . 42.精餾塔的物料衡算 . 42.1 原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的摩爾分率 . 42.2 原料液及塔頂、塔釜的平均摩爾質(zhì)量 . 42.3 物料衡算 . 43.塔板數(shù)的確定 . 43.1 理論板數(shù) NT 的求取 . 43.2 實(shí)際板數(shù)的求取 . 64.精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 . 64.1 操作壓力的計(jì)算 . 64.2 操作溫度的計(jì)算 . 64.3 平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 . 84.4 平均密度的計(jì)算 . 94.5 液相平均表面張力的計(jì)算 . 104.6 液體平均粘度的計(jì)算 . 104.7 相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算

4、 . 115.精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 . 115.1 塔徑的計(jì)算 . 115.2 塔高的計(jì)算 . 136.塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 . 136.1 溢流裝置的計(jì)算 . 136.2 塔板布置的計(jì)算 . 147.塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算 . 177.1 塔板壓降 . 177.2 液面落差 . 187.3 液沫夾帶 . 187.4 漏液 . 187.5 液泛 . 188.探班負(fù)荷性能圖 . 198.1 精餾段塔板負(fù)荷性能圖 . 198.2 提鎦段塔板負(fù)荷性能圖 . 219.精餾塔接管尺寸計(jì)算 . 249.1 塔頂蒸氣出口管 . 249.2 塔頂回流液管 . 259.3 進(jìn)料管 . 259.4 塔釜出料管

5、. 259.5 塔釜進(jìn)氣管 . 2510.設(shè)計(jì)一覽表 . 2611. 對(duì)設(shè)計(jì)過程的評(píng)述和有關(guān)問題的討論 . 2812.附圖 . 28413.主要符號(hào)說明 . 2814.參考文獻(xiàn) . 2951.設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-氯苯混合物。對(duì)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)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全寧氣冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系， 最小回流比比較小， 故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸氣加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。2.精餾塔的物料衡算2.1原料液及塔

6、頂、塔釜產(chǎn)品的摩爾分率 苯的摩爾質(zhì)量MA=78.11kg/kmol氯苯的摩爾質(zhì)量MB=112.56kg/kmolXF0.62/78.110.62/78.11 0.38/112.56二 0.702XD0. 9958 / 78. 110. 9958 / 78. 110. 0042 / 112. 56二 0. 997xw0. 0042 / 78. 110. 0042 / 78. 110. 9958 / 112. 56二 0. 0062.2原料液及塔頂、塔釜的平均摩爾質(zhì)量M F =0.702 78.11(1 -0.702) 112.56 = 88.38kg/kmolMD= 0.99778. 11(1

7、- 0.997)112.5 78. 21kg / kmolMW= 0. 00678. 11(1 - 0. 006)112.56 二 112. 35kg / kmol原料處理量24000 x 1000W29. 67kmol / h300 漢 24 漢 112. 35總物料衡算 苯物料衡算 聯(lián)立解得F - 29.67 DF 0. 702 二 29. 670. 006 D 0. 997D = 70. 00kmol / h F = 99. 67kmol/ h2.3物料衡算3.塔板數(shù)的確定T (C)8090100110120130131.8x1.0000.6770.4420.2650.1270.0190

8、.000y1.0000.9130.7850.6130.3760.0720.0003.1理論板數(shù)NT的求取 苯-氯苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。(1)查資料得苯-氯苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖，見圖1所示。(2 )求最小回流比和操作回流比。采用作圖法求最小回流比。在圖1中對(duì)角線上，自點(diǎn)(0.702,0.702)作垂線ef即為進(jìn)67料線(q線)，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為：yq =0.926 Xq =0.702故最小回流比為:取操作回流比為:RminXD -yqyq -Xq0. 997 一 0. 9260 926 - 0 702二 0. 3172Rmin=20. 317 二 0. 6

9、34(3)求精餾塔的氣、液相負(fù)荷。 L二 RD = 0. 634 70. 00 二 44.38kmol / h=(R 1)D = (0. 6341)=L F 42. 3899. 67=7 = 114. 38kmol / h(4)求操作線方程R精餾段操作線方程為yn1 = R70.00 = 114. 38kmol / h=142. 1kmol / hxR 十冇5”0.61889把 Rmin = 0. 317 XD0.997 xF =0.702代入上式中得:-二4.8全塔效率公式ET= 0.49（：L）.0.245提鎦段操作線方程為ym1 上xmW xw =1.26x0.264申 LW m LW

10、wm(5)圖解法求理論板數(shù)采用圖解法求理論板數(shù)，如圖1所示。求解結(jié)果為總理論板數(shù) NT =11進(jìn)料板位置 N F =53.2實(shí)際板數(shù)的求取(1) 求全塔效率進(jìn)料狀況為泡點(diǎn)液體，則Rmin 空_ : (1 _XD):-1 XF 1 -XFLXi#L,i =0.7020.16+0.298x0.205 = 0.173把JL、：代入全塔效率公式得，E = 0.517 8提鎦段實(shí)際板數(shù)N提二154.精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算4.1操作壓力的計(jì)算塔頂操作壓力PD =101.3 4 =105.3kPa每層塔板壓降 p = 0.7kPa進(jìn)料板壓力 PF 二 105. 30.78 二 110. 9kP

11、a塔底操作壓力FW =105.3 - 0.7 22 =120.7kPa精餾段平均壓力Pm (105.3 110.9)/2 =108.1kPa提鎦段平均壓力Pm2 =(120.7 110.9)/2 =115.8kPa(2 )精餾段實(shí)際板數(shù)0. 51104.2操作溫度的計(jì)算11對(duì)苯1236.034lgpA06832一一48.99 忌273.15 皿32421431.83x P PB 入一PA 一 PB竺口 二 0.972107.75-21.241236.034對(duì)氯苯lg PB= 6.10416 -1431.83-55.515 90.46 273.15-1.4578pB =28.628kPa代入泡點(diǎn)

12、方程和露點(diǎn)方程，得P 一 PBx-PA 一 P-1053-28.628 二 0.702 二 XF137.93-28.628假設(shè)正確，故進(jìn)料板溫度為tF =90.46 C表1 苯-氯苯Antoine常數(shù)數(shù)據(jù)表ABC溫度范圍（K）6.019071204.682-53.072279-3776.068321236.034-48.99353-422苯6.36071466.083-15.44420-5216.104161431.83-55.515335-405氯苯6.629881897.415.21405-597假設(shè)塔頂?shù)呐蔹c(diǎn)溫度t =82.1oC，則純組分的飽和蒸氣壓為pA =107.75kPa對(duì)氯苯

13、lg PB 一6.10416一 _55.515 82.1273.15 一 1.32715pB -21.24kPa代入泡點(diǎn)方程和露點(diǎn)方程，得x 二 107.750.972 二 0.994 二 xDp 105.3故假設(shè)正確，塔頂溫度為t82.1oC假設(shè)塔頂?shù)倪M(jìn)料板溫度 t = 90.46 C，則純組分的飽和蒸氣壓為對(duì)苯 lg pA _ 6.06832 _ _48.99 90.46 273.15 _ 2.1397pA =137.93kPa12假設(shè)塔底的泡點(diǎn)溫度t =132C，則純組分的飽和蒸氣壓為對(duì)苯olg PA二 6.06832 -1236.034 48.99 132273.15對(duì)氯苯pA =39

14、6.16kPaolg PB-6.62988 -1897.415.21132273.15oPA 一 PB=0.013 = xwpB =108.17kPa代入泡點(diǎn)方程，得105.3-101.42396.16-101.42假設(shè)正確，故塔底溫度為 tW =132C精餾段平均溫度tm1 =(82.1 90.46)/2 =86.3 C提餾段平均溫度tm2 =(132 90.46)/2 =111.2 C全塔平均溫度tm =(82.1 132)/2=107.0 C4.3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算(1)塔頂平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由XD= 0.997，查平衡曲線(見圖1)，得X 0.972MVDm = 0. 99778. 1

15、1(1 - 0. 997)112. 56 二 78. 21kg / kmolMLDm =0.972 78.11(1 -0.972) 112.5 79.07kg/kmol(2)進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由圖解理論板得yF =0.906，查平衡曲線，得 xF =0.667M VFm = 0.906 78.11 (1 -0.906) 112.56 = 81.34kg/kmolM LFm =0.667 78.11 (1 -0.667) 112.56 = 89.58kg/kmol(3)塔底平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由圖解理論板得yn =0.013，查平衡曲線，得 Xn =0.009Mm =0.013 78.11

16、(1 -0.013) 112.56 =111.19kg / kmolMLWm = 0.009 78.11 (1 -0.009) 112.56 = 112.25kg / kmol13MVM2 =(81.34 111.19)/2=96.26kg /kmolM LM2 =(89.58 112.25)/2= 100.92kg/kmol3=814.55kg / m?LDm(4) 精餾段平均摩爾質(zhì)量MVM1 =(78.32 81.34)/2 =79.83kg/kmolMLM1 =(79.0789.58)/84.32kg / kmol(5) 提鎦段平均摩爾質(zhì)量4.4平均密度的計(jì)算(1) 氣相平均密度計(jì)算由理

17、想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，得(2)液相平均密度計(jì)算1、 WiL -Lm- i塔頂 t =82.1 C 時(shí)， 6=912.13 -1.1886 82.1訂=1124.4 -1.0657 82.1 =1036.91kg/m30.994/814.55 0.006/1036.91 一 815.6旳/m進(jìn)料板 tF =90.46 C 時(shí)，=912.13-1.1886 90.46 = 804.61kg / m33= 1124.4 -1.0657 90.46 二 1028.00kg/mB =1124.4 -1.0657 132 = 983.73kg/m3精餾段匚m1 = Pm1 M Vm1RTm1108.1 79

18、.838.314 (86.3 273.15)3= 2.89kg/m提鎦段匚m2 =卩訥如2RTm2115.8 96.268.314 (111.2273.15)-3.49kg/m* * 3140.667 78.11WA-0.667 78.11(1 -0.667) 112.560.582Lm154.5液相平均表面張力的計(jì)算Lm = Xi-j塔頂 tD =82.1 C 時(shí)，查得 二A =21.24mN/m 二B =26.21mN/m二LDm =0.994 21.240.006 26.21 = 21.27mN / m進(jìn)料板 tF =90.46 C 時(shí)，查得二 A= 20.00mN/m 二 B=22.6

19、1mN/m二 LFm =0.667 20.000.333 22.61 = 20.87mN / m塔底 tw =132 C 時(shí)，查得二 A =15.02mN /m 二B =18.64mN /m匚 LWm =0.013 15.020.987 18.64 = 18.59mN / m精餾段液相平均表面張力為二m1二(21.27 20.87) / 2 = 21.07mN / m提鎦段液相平均表面張力為 二m2 =(18.5920.87)/2 =19.73mN/m4.6液體平均粘度的計(jì)算igy塔頂 tD -82.1 C 時(shí)， =.299mPa s J0.303mP a slg %Dm 二 0.994lg0

20、.299 - 0.06lg 0.303JLDm =0.280mPa s進(jìn)料板 tF 二 90.46 C 時(shí)， 電二 0.260mPa s0. 369 m PalgLFm =0.667lg0.2600.333lg0.369LWm13979.88kg /m 0.013/755.23 - (1-0.013)/983.73精餾段液相平均密度為；m (815.60 885.00)/2 =850.3kg/m3提鎦段液相平均密度為3Lm2 =(979.88 885.00)/2 =932.44kg/m16JLFm =0.292mPa s塔底 tW =132c 時(shí)，=0.184mPa s % =0.197mPa

21、 s17S1VM Vm1112.8 79.833600 Vm1-3600 2.89LM Lm142.65 84.32= 0.0011m3/sIgLwm =0.013lg 0.1840.987lg0.197kwm = 0.197 mPa s精餾段液相平均粘度為% =(0.2800.292)/2 =0.286mPa s提餾段液相平均粘度為m2 =(0.292 0.197)/2 =0.244mPa s全塔液相平均粘度為JL =(0.2800.197)/2 = 0.238mPa s4.7相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算塔頂PA-J D :107.75= 5.07PB21.24塔底A PA -W 396.16= 3.9

22、1PB101.42全塔平均相對(duì)揮發(fā)度為5.07 3.91 =4.45/ 、0.2.er. I式中C由公式C =C20 計(jì)算，其中C20可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，圖的橫坐標(biāo)為120丿-0.022取板間距HT -0.35m，板上液層高度 hL =0.05m，則H T - hL = 0.35 - 0.05 = 0.3m5.精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算5.1塔徑的計(jì)算（1）精餾段塔徑的計(jì)算3600 850.07=0.866m3/sVS13600 訂1由 Umax=C110.0011 3600850.3 ?0.866 36002.8918C = C20Umax=1.06m/s取安全系數(shù)為0.7,則空塔氣速為0.

23、7umas =0.742m/sD14Vsi4 0.866u1.3.14 0.742 =1.22m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D = 1.0mJT塔截面積為 ATD2二4實(shí)際空塔氣速 u二0.866 =1.10m/ s0.785314 1.0 0.785m24(2)提餾段塔徑的計(jì)算V M/n23600 : vm211438 96 26 876m3 / s36003.49LS2L MLm23600認(rèn)血1 10.92= 0.0043m3/s3600932.44同理0.00433600932. 44Vh0. 87636003. 49 丿二 0. 080取板間距HT -0.35m，板上液層高度 hL =0.05

24、m，則HT -hL =0.35 -0.05 = 0.3m查史密斯關(guān)系圖得 C20 = 0.057119.73 2.20= 0.057Umax =0.057 漢 J932.44 一3.49 =0.93m/s3.49取安全系數(shù)為0.7,則空塔氣速為0.7umas =0.651m/s由史密斯關(guān)系圖得 C20 =0.061廣21 07 2= 0.06 漢一:I = 0.062、20 丿= 0.062850.3 -2.892.89C - C20= 0.05719提餾段:hOW2按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D = 1.0mTT3 14塔截面積為 A1.0 0.785m244實(shí)際空塔氣速 u =： 0. 876二1

25、. 11m/ s0. 7855.2塔高的計(jì)算（1 ）精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段的有效高度Z精=（N精-1）HT =（8 -1） 0.35 = 2.45m提鎦段的有效高度Z提=（N提-1）HT =（15-1）0. 35 = 4. 9m在進(jìn)料板上方開一人孔，提餾段中開兩個(gè)人孔，其高度為0.8m，則有效高度為Z = Z精 Z提 0. 8 = 2. 454. 90. 83 =9. 75m（2）全塔實(shí)際高度取進(jìn)料板板間距為 0.8m，人孔處的板間距為 0.8m，塔底空間高度為2.0m，塔頂空間高度為0.7m，封頭高度為0.6m，裙座高度為2.0m，則全塔高為H = (n-nF -nP -1)HT nFF

26、F npH p H D H B H1 H 2二(22 一1 一3 -1) 0.35 0.8 3 0.8 0.72.00.62.0 = 14.45m6.塔板主要工藝尺寸的計(jì)算根據(jù)塔徑和液體流量，選用單溢流弓形降液管、凹形受液盤。6.1溢流裝置的計(jì)算（1） 堰長： 取 l W = 0.66 D =0.66 1.0 = 0.66m（2） 溢流堰高度： 由hw- how，選用平直堰，堰上液層高度由弗蘭西斯公式求得其中E近似取12 2蛀斷啟 匚2.84匸_1學(xué) 2.84 *0.001仆 3600 運(yùn) n nno.精餾段：hOW1 =-E 一 = - - I = 0.0094m1000 Jlw 丿 100

27、0 10.66 丿取板上清液層高度hL = 70mm，則hw1 - hL - how1 = 0.07 - 0.0094 = 0.061m/22.84 廠Lh232.840.0043 漢 3600運(yùn)n noo-E= - I=0.023m 1000 Jlw 丿 100010.66 丿20同理取板上清液層高度hL =70mm，則hw2 = m how2 = 0.07 0.023 = 0.047 m(3)弓形降液管寬度 Wd和截面積Af當(dāng)=0.66時(shí)，查表得DWd-=0.124，Wd =0.124 1.0 = 0.124mDAf2-=0.0722, Af = 0.0722 0.785 = 0.0567

28、m2AT(4)液體在降液管里停留的時(shí)間精餾段3600小二 3600 O。567 O.35 = 18.04s 5sLh13600 0.0011提餾段3600Af H TLh23600O.567。35 = 4.6s 3s3 6000.00 43Lh3600IWU精餾段提餾段U 01h01h2= 0.075m/sLh13600lWU01Lh236001 WU 02U02 =0.180m/s3600 0.00110.022m3600 0.66 0.0753600 0.0043=0.036 m3600 0.66 0.180故降液管設(shè)計(jì)合理(5 )降液管底隙高度h0精餾段和提餾段降液管下端與塔板間出口處的

29、液體流速分別取hw1h01 = 0.0610.022 二 0.039m0.006mhw2 - h02 =0.047 - 0.036 = 0.011m0.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤，深度 hw =50mm6.2塔板布置的計(jì)算選用F1型浮閥，閥孔直徑39mm，閥片直徑48mm，閥片厚度2mm，最大開度8.5mm，21二 5.28m / sJT二20.311。445 311 r?0 0.445si斥竺11 二 0.504m2 * * *0.445靜止開度2.5mm,閥質(zhì)量為3234g。(1) 閥孔臨界速度=5.86m/ sF01 = U0 Lp1 彳 i V = 5.86. 2

30、.89 = 9.962F02 = U 0Kp2、,2 =5.28、3.49 =9.845均屬正常操作范圍。(2 )精餾段塔板布置取邊緣區(qū)寬度 Wc = 0.055m,安定區(qū)寬度 Ws = 0.065m，開孔區(qū)面積 Aa = 2 |xjR2 3 4 -x2 + sin180 R240.470 sin180,0.5482.89精餾段U0 J上下兩段相應(yīng)的閥孔動(dòng)能因子為:尹J .5483.49220.321 0.4702 -0.3212其中，R 詣譏浮 -0.055 =.445mX= - Wd Ws =10 - 0.124 0.065 =0.3112 2(3 )提餾段塔板布置取邊緣區(qū)寬度 Wc =

31、0.030m,安定區(qū)寬度 Ws = 0.055m，22- - R 1 X I開孔區(qū)面積 A=2|X+R2X2 + sin 180 R0.3210.4702=0.552m23F1型浮閥的閥孔直徑為 39mm閥孔氣速u0F0，其中取F0=8V浮閥數(shù)目V2u0do 二 / 4開孔率d2D2精餾段u0 =8 = 4.71m/s02.894 0.453n814.71 0.039 0.039 3.14.“ 0.0399039=8112.32%提餾段8u04.28m/ sJ34 0.453n894.28 0.039 0.039 3.14片 “ 0.0397.039=8913.54%浮閥排列方式采用等腰三角形

32、叉排，取冋一橫排的孔心距t =Aa0. 504精餾段t0.082m&8 2m9rt5nt8 1 0. 075Aa0. 552提餾段t0.0827rt08 2m?r0nt890. 07 51 1t =80mm=0.08m0.08m，則排間距為考慮到塔的直徑較大，故采用分塊式塔板，而各分快板的支撐與銜接將占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距應(yīng)小于計(jì)算值，故?。?）重新計(jì)算孔速及閥數(shù)Aa精餾段0. 5 04提餾段n 二tt-0.08296 0.08270=730.453 425.20m/ snd2二/473 0.039 0.039 3.14F01 = 5.86.2.89 二 9.962,73O.。39

33、.39 十10%Aa1 10.552-0.08296 0.08270 802425hc46Ugd。V0.453 匯4，u0 二24.74m/ sndo兀 /480匯0.039 x0.039 x3.14F0=4.74.319=8.86.cc 0.039x0.039 一”=8012.17%1匯1由此可知，閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大7塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算7.1塔板壓降(1 )干板阻力hc的計(jì)算1.825 | - 1.825 .-精餾段 uci 二 .73.1/5 二 、73.1/2.89 = 5.8 7 m/sUoi : U0C1,則和.17519乂5 530.175hc1 =19.0匹19 5530.02

34、9m液柱PL1855.51提餾段u0c1 . 8 2753. 1 /V 1 . 825 7 3. 1 / 3.4 95. 2 9 5m / sU02 ：:： U0c2，則U0/l7519 4 94.175hC19.0U =- - 0.026m 液柱九2934.24(2)氣體通過液層阻力h1的計(jì)算取充氣系數(shù)=0.5，貝U hl 二:hL =0.5 0.07 = 0.035m液柱(3) 液體表面張力的阻力 h 的計(jì)算Pp1 =hp1L1g =0.066 850.3 9.81 =0.55kPa ： 0.7kPa精餾段液體表面張力所產(chǎn)生的阻力4%4 漢 21.07 漢 10ccc“ ，亠卄h-,0.0

35、020m 液柱gd。850.07 9.81 0.005提鎦段液體表面張力所產(chǎn)生的阻力4b,4197310h* 4 L4 19-73 100.0017m液柱Lgd0 930.56 9.81 0.005精餾段每層壓降hphc1 hl h,- 0.0290.0350.0020 =0.066m26Ua07曇加r1895.7X10f、Ua32上5.7X0(1.189、L-hf 丿一21.07x10 l0.35-2.5907 丿UaVs0.864AT - Af/ 、Ua0 .厶65.7 漢 10(1.186 -hf 丿一19.73如0 2.35-2.5漢 0.07 丿取F0=5，則u0 =(3.49=2.

36、68m/ s ： 4.94m/ s提餾段每層壓降hp2 =hc2 h h. 0.026 0.035 0.0017 =0.063m:Pp2 二hp2L2g =0.063 932.44 9.81 = 0.58kPa ： 0.7kPa故滿足設(shè)計(jì)要求。7.2液面落差對(duì)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。7.3液沫夾帶（1）精餾段（2）提鎦段7.4漏液（1）精餾段漏液的驗(yàn)算52.94m/ s ： 5.53m/ s.2.89故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過量漏液。（2）提餾段漏液的驗(yàn)算故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過量漏液。7.5液泛為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高

37、度Hd乞HT * hW），而H d = hp hL hd與氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨華T - Af3.2二 0.13kg液/kg氣evVs二 0.07kg液 / kg氣-L5.7 100.785-0.0567 _1.186F0027精餾段 hp1 = 0.066 m液柱28hfVsAT - AfVS0.785-0.0567-1.373VS= 2.5% =2.5( + how )=2.5 0.061+2.84江 10“ E2、3600LS 孑 0.66 丿0.152+ 2.2Ls23精餾段hd1153 旦lW h01z2= 0.153 0001 I = 0.00088m 液柱 10.66

38、7022 丿提餾段hd22= 0.153 也lW h02/、2= 0.153 I = 0.0050m 液柱066 x 0.036 丿板上液層咼度精餾段和提餾段皆為 hL = 0.07 m因此，取 =0.5，降液管中清液層高度如下:精餾段Hd1 =hp1 hL1 hd1 = 0.066 0.070 0.00088 = 0.1369m(HThW1) =0.5(0.35 0.061) =0.2055 Hd1提餾段H d2 = hp2 hL2hd2 = 0.063 0.070 0.0050 = 0.138m(HT - hW2) =0.5(0.350.047) =0.1985 H d2故，精餾段和提餾段

39、均符合防止液泛的要求。F0亓VU0 -V，pV取 F=5,又 n -2叫。兀/4故(Vs)mindfnu。0.0392 81 2.94 = 0.284m3 / s44據(jù)此做出與液體流量無關(guān)的水平漏液線(2)液沫夾帶線(氣相負(fù)荷上限線)f、3.25.70厘uaev = - - 厲-hf丿其中，提餾段hP2 = 0.063m液柱液體通過降液管的壓頭損失&探班負(fù)荷性能圖8.1精餾段塔板負(fù)荷性能圖(1)漏液線(氣相負(fù)荷下限線)290.15.7 10-621.07 10/f21.373Vs2-,0.350.152 2.2Ls/3 y、s J0.006 =284 1.010003600Ls,min0.66

40、取液沫夾帶極限值e,為0.1 kg液/ kg氣已知二=21.07mN/m , HT = 0.35m整理得：Vs =0.92 -10.17LS2/3在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè) Ls值，依上式算出相應(yīng)的 Vs值列于下表中Ls /(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs /(m3/s)0.8470.7870.7080.643依表中數(shù)據(jù)在 Vs -Ls圖中做出液沫夾帶線(3)液相負(fù)荷下限線取平堰、堰上液層高度hw = 0.006m作為液相負(fù)荷下限條件，取E 1.0則“需E(甞嚴(yán)整理上式得 Ls,min = 0.00056m3/s依此值在Vs Ls圖中作線即為液相負(fù)荷下限線。(4)液相

41、負(fù)荷上限線以-4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限LsAf HT 0.0567 9353(Ls)max 0.005m / s44依此值在Vs Ls圖中作線即為液相負(fù)荷上限線(5)液泛線令 Hd 二(HT hW)由 H d 二 hphL hdhp 二也 m h匚 gh hW hW30聯(lián)立整理得aVs2 = b cL； dLs 3式中0.051 /Pv、0.051. 2.89 ) 0 101a2 ()2 ()=0.101(A0C0)幾(0.101 0.532 0.772) 850.3b = HT()hW= 0.5 0.35 (0.5 _ 0.5 _1) 0.061=0.114c=0.153/(lw

42、h。)0.153(0.66 0.022)2= 725.7整理得Vs2U0F0取F(=5，又nV2u0d0二 /4d =2.84 10E(1X3600,3 =2.84 10(10.5)(3600f 1.32lw0.662 3故0.101V： =0.114 725.7L； 1.32 Ls2 -= 1.13-7185L； -13.1Ls在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè) LS，依上式計(jì)算出VS的值列于表中。Ls /(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs /(m3/s)1.0340.9420.7930.627依此值在Vs LS圖中作線即為液泛線將以上5條線標(biāo)繪于Vs - Ls圖中，即為精餾

43、段負(fù)荷性能圖，見圖2。由圖知，本設(shè)計(jì)塔上限為液泛控制，下限為漏液控制。讀圖，Vs,man = 0.653m3/s Vs,min = 0.284m3/s故操作彈性為 Vs,man/Vs,min =0.653/0.284 =2.308.2提鎦段塔板負(fù)荷性能圖(1)漏液線(氣相負(fù)荷下限線):2二23故(Vs)mind(2nu00.0392 89 2.68 = 0.285m3 / s44據(jù)此做出與液體流量無關(guān)的水平漏液線(2)液沫夾帶線(氣相負(fù)荷上限線)f3.25.70Uaev -BJHT -hf 丿231圖2精餾段篩板負(fù)荷性能圖圖3提鎦段篩板負(fù)荷性能圖Ls32AT - Af0.785-0.0567

44、二 1 劉。hf= 2.5% =2.5(山 + hw )=2.5 0.047+ 2.84x 10 E2、廣3600Ls遠(yuǎn)、 0.66 J= 0.118+2.2Ls%已知；丁 =19.73mN/m ,HT =0.35m0.15.7 1019.73 10則how帚背2/30.00喘 1.3600Ls,min0.66 丿其中,取液沫夾帶極限值ev為0.1 kg液/ kg氣f31.373Vs035 0.1522.2Ls% ?整理得：Vs =0.90 -9.96LS2/3在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè) LS值，依上式算出相應(yīng)的 Vs值列于下表中Ls /(m3/s).60.00150.00300.0045Vs /(

45、m3/s)0.8290.7690.6930.629依表中數(shù)據(jù)在 Vs -Ls圖中做出液沫夾帶線(3)液相負(fù)荷下限線取平堰、堰上液層高度hw = 0.006m作為液相負(fù)荷下限條件，取E 1.0整理上式得 Ls,min = 0.00056m3/s依此值在Vs Ls圖中作線即為液相負(fù)荷下限線。(4)液相負(fù)荷上限線以-4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限AfHTLs33(Ls)maxAf HT0.0567 0.3543=0.005m /s式中0.051(A0C0)2(X0.051(0.101 0.532 0.772)2(3.49 ) =0.111932.44c = 0.153/(lwh。)2= 271

46、.0依此值在Vs Ls圖中作線即為液相負(fù)荷上限線(5)液泛線令 Hd = (HT hW)由 H d - hp hLhd hp - hc h1 h；_ h1 = - hL hL = IW how聯(lián)立整理得aVs2 = b cL； dLs 丫3b 二 HT ( 11)hw =0.5 0.35(0.5 0.5 1) 0.047 = 0.1280.1532(0.66 0.036)d =2.84 10E(1“36003 =2.84 10(10.5)(3600f 1.32lw0.662 2 20.111Vs =0.128 271.0Ls1.32 Ls222 3整理得 Vs =1.152441 Ls11.8

47、9Ls在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè) Ls，依上式計(jì)算出Vs的值列于表中。Ls /(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs /(m3/s)1.0650.9890.8810.776依此值在Vs Ls圖中作線即為液泛線將以上5條線標(biāo)繪于Vs - Ls圖中，即為提餾段負(fù)荷性能圖，見圖3。由圖知，本設(shè)計(jì)塔上限為液泛控制，下限為漏液控制。讀圖，Vs,man = 0.527m3/S Vs,min = 0.285m3/s故操作彈性為 Vs,man/Vs,min =0.527/0.285 =1.859精餾塔接管尺寸計(jì)算9.1塔頂蒸氣出口管34VRT3600pD114. 388. 314 (82.

48、 1273. 15)3600 x 105. 3二 0. 891m3 / s選擇蒸氣速度u = 20m /s，貝Ud：4/s(4 x 0. 891門 ccc=J - = 0. 238m = 238mm nu3.14 漢 20選擇無縫鋼管273x 8mmLsLMDm44.38 火 79. 073600LDm 一 3600 815. 600. 0012m3 / s選擇回流液流速u =1.6m/s，則0. 0095m = 95mmFM LFm3600 99.88 89.583600 885.03= 0.0028m/s選擇進(jìn)料液流速u =：1.6m/s，則4Fs _4 0.0028一”-u . 3.14

49、 1.6=0.038m = 38mm選擇無縫鋼管 38 3mm9.4塔釜出料管LsL M LWm3600 LWm142.5 712.253600 979.88-0.0288m3/s選擇塔釜出料液流速 u =1.6m/s，則4 .28J 0.151m =151mm3.14 1.6選擇無縫鋼管 159 4.5mm9.5塔釜進(jìn)氣管選擇蒸氣速度u = 20m/s，則VRW = 114.38 7.314X132 + 273. 15) _ 887m3 / s3600PW 3600 120. 7一.選擇無縫鋼管 108 4mm9.3進(jìn)料管9.2塔頂回流液管d40.00123. 141.63540. 8873

50、. 1420二 0. 238m = 238mm選擇無縫鋼管 273 8mm10設(shè)計(jì)一覽表表一物料衡算結(jié)果序號(hào)項(xiàng)目符號(hào)單位數(shù)值備注1塔頂摩爾分?jǐn)?shù)XD10.9972塔頂平均摩爾質(zhì)量MDkg/kmol78. 213塔頂流量Dkmol/h70.004進(jìn)料摩爾分?jǐn)?shù)XF10.7025進(jìn)料液平均摩爾質(zhì)量M Fkg/kmol88.386進(jìn)料流量Fkmol/h99.677塔釜摩爾分?jǐn)?shù)XW10.0138塔釜平均摩爾質(zhì)量M Wkmol/h112.359塔釜產(chǎn)品流量Wkmol/h29.67表二精餾塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算結(jié)果數(shù)值序號(hào)項(xiàng)目符號(hào)單位精餾段提鎦段備注1每層塔板壓降也PkPa0.72平均壓力P mkPa108.1115.83平均溫度tmoC86.3111.24平均粘度mmPa s0.2860.2445液相平均摩爾質(zhì)量M