化工原理課程設計(浮閥塔)

實用標準文案實用標準文案文檔大全文檔大全板式連續(xù)精餾塔設計任務書一、設計題：分離苯—甲苯系統(tǒng)的板式精餾塔設計一、設計題：分離苯—甲苯系統(tǒng)的板式精餾塔設計試設計一座分離苯—甲苯系統(tǒng)的板式連續(xù)精餾塔，要求原料液的年處理量為50000噸，原料液中苯的含量為35%，分離后苯的純度達到98%，塔底餾出液中苯含量不得高于1%（以上均為質(zhì)量百分數(shù)）二、操作條件塔頂壓強：二、操作條件塔頂壓強：進料熱狀態(tài)：回流比：加熱蒸氣壓強：單板壓降：三、塔板類型：kPa（表壓）；飽和液體進料1.3kPa（表壓）;<0.7kPa浮閥塔板、生產(chǎn)工作日每年300天，每天24小時運行。五、廠址廠址擬定于天津地區(qū)。六、設計內(nèi)容設計方案的確定及流程說明塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算精餾塔的物料衡算塔板數(shù)的確定塔體工藝尺寸的計算塔板主要工藝尺寸的設計計算塔板流體力學驗算繪制塔板負荷性能圖塔頂冷凝器的初算與選型設備主要連接管直徑的確定全塔工藝設計計算結(jié)果總表繪制生產(chǎn)工藝流程圖及主體設備簡圖對本設計的評述及相關問題的分析討論TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"一、緒論 1\o"CurrentDocument"二、設計方案的確定及工藝流程的說明 2\o"CurrentDocument"設計流程 2\o"CurrentDocument"設計要求 3\o"CurrentDocument"設計思路 4\o"CurrentDocument"設計方案的確定 4\o"CurrentDocument"三、全塔物料衡算 6\o"CurrentDocument"3.2物料衡算 6\o"CurrentDocument"四、塔板數(shù)的確定 8\o"CurrentDocument"理論板數(shù)的求取 8\o"CurrentDocument"全塔效率實際板層數(shù)的求取 9\o"CurrentDocument"五精餾與提餾段物性數(shù)據(jù)及氣液負荷的計算 11\o"CurrentDocument"進料板與塔頂、塔底平均摩爾質(zhì)量的計算 11\o"CurrentDocument"氣相平均密度和氣相負荷計算 12\o"CurrentDocument"液相平均密度和液相負荷計算 12\o"CurrentDocument"液相液體表面張力的計算 13\o"CurrentDocument"塔內(nèi)各段操作條件和物性數(shù)據(jù)表 14\o"CurrentDocument"六、塔徑及塔板結(jié)構工藝尺寸的計算 16\o"CurrentDocument"塔徑的計算 16\o"CurrentDocument"塔板主要工藝尺寸計算 17\o"CurrentDocument"塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 19\o"CurrentDocument"七、塔板流體力學的驗算及負荷性能圖 22塔板流體力學的驗算 22\o"CurrentDocument"塔板負荷性能圖 25\o"CurrentDocument"八、塔的有效高度與全塔實際高度的計算 31\o"CurrentDocument"九、浮閥塔工藝設計計算總表 32\o"CurrentDocument"十、輔助設備的計算與選型 34\o"CurrentDocument"塔頂冷凝器的試算與初選 34塔主要連接管直徑的確定 35\o"CurrentDocument"十一、對本設計的評述及相關問題的分析討論 38設計基礎數(shù)據(jù) 41附圖 44一、緒論化工原理課程設計是綜合運用《化工原理》課程和有關先修課程（《物理化學》，《化工制圖》等）所學知識，完成一個單元設備設計為主的一次性實踐教學，是理論聯(lián)系實際的橋梁，在整個教學中起著培養(yǎng)學生能力的重要作用。通過課程設計，要求更加熟悉工程設計的基本內(nèi)容，掌握化工單元操作設計的主要程序及方法，鍛煉和提高學生綜合運用理論知識和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力，計算能力等。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑驅(qū)動下（有時加質(zhì)量劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進行分離。本設計的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設計，即需設計一個精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設計一板式塔將其分離。二、設計方案的確定及工藝流程的說明2.1設計流程本設計任務為分離苯、甲苯混合物。對于二元混合物的分離，采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.7倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。圖2-1精餾工藝流程圖餾出液餾出液D,X」d原料液F,xJ釜殘液”,兀釜殘液”,兀圖2-2單塔工藝流程簡圖2.2設計要求總的要求是在符合生產(chǎn)工藝條件下，盡可能多的使用新技術，節(jié)約能源和成本，少量的污染。精餾塔對塔設備的要求大致如下：生產(chǎn)能力大，即單位塔截面大的氣液相流率，不會產(chǎn)生液泛等不正常流動。效率高，氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。流體阻力小，流體通過塔設備時阻力降小，可以節(jié)省動力費用，在減壓操作是時，易于達到所要求的真空度。有一定的操作彈性，當氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。結(jié)構簡單，造價低，安裝檢修方便。能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等本次實驗我們根據(jù)所給條件設計出塔的各項參數(shù)及其附屬設備的參數(shù)。2.3設計思路在本次設計中，我們進行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，簡單蒸餾和平衡蒸餾只能達到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設備。蒸餾過程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是浮閥式連續(xù)精餾塔。蒸餾是物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝所實現(xiàn)分離的。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，有時后可以考慮將余熱再利用，在此就不敘述。要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器連種不同的設置。在這里準備用全凝器，因為可以準確的控制回流比。此次設計是在常壓下操作。因為這次設計采用間接加熱，所以需要再沸器。回流比是精餾操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設備和操作費用之和最低。在設計時要根據(jù)實際需要選定回流比。本設計采用連續(xù)精餾操作方式、常壓操作、泡點進料、間接蒸汽加熱、選R=1.7Rmin塔頂選用全凝器、選用浮閥塔。2.4設計方案的確定本設計任務為分離苯一甲苯混合物。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓下操作。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點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罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.5-1.7倍。塔底設置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。三、全塔物料衡算3.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量M=78.11kg/kmol 苯的摩爾質(zhì)量:A甲苯的摩爾質(zhì)量：M=9213kgIkmoB=0.38835/78.11=0.38835/78.11+65/92.1398/78.11x=—z- =0.983d98/78.11+2/92.131/78.11x= =0.0117卬1/78.11+99/92.13MF=0.350x78.11+0.650x92.13=86.68(kg/kmol)MD=0.983x78.11+0.017x92.13=78.35(kg/kmol)M=0.0117x78.11+0.9883xW92.13=91.965(kg/kmol)3.2物料衡算原料處理量：F=50000x1000/(300x24x86.68)=80.11kmol/h總物料衡算：80.11=D+W苯物料衡算：80.11x0.035=0.983D+0.0117W聯(lián)合解得：D=31.06kmol/hW=49.04kmol/h最少回流比：由q=1和平衡線交點畫圖的出。（附圖1）四、塔板數(shù)的確定4.1理論板數(shù)的求取苯-甲苯屬理想體系，可采用圖解法球理論板層數(shù)。①由手冊查得苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出t-x-y圖與x-y圖。②作圖法求最小回流比及操作回流比。如圖1-1。由，X=x=0.388從qf圖中讀得y=0.61q「 0.983—0.61所以最小回流比為 R=八個八=1.68min0.61一0.388取操作回流比為 R=1.7R=1.7*1.683=2.862min精餾塔打氣、液相負荷L=RD=2.862x31.06=88.89kmol/hV=(R+1)D=(2.862+1)31.06=119.95kmol/hL'=L+F=88.91+80.11=169.02kmol/lV'=V=119.95kmol/h操作線方程:精餾段操作線方程:y=Lx+dx=88.89x+31.060.98=0.74x+0.254VVd119.95 119.95提餾段操作線方程:

y-Lx.Wx-169.02x.49,040.01-1.41x.0.00408y xx x xV' V'W119.95 119.95圖解法求理論層數(shù)總理論板層數(shù)：NT=15（包括再沸器）進料板位置：N=8F4.2全塔效率實際板層數(shù)的求取全塔效率E=全塔效率E=0.492(3)-0.245根據(jù)塔頂，塔底液相組成，查t-x-y圖知塔頂溫度81℃,塔底溫度109.9℃,求得塔平均溫度為：81羋9-95.45°CB由精餾段與提餾段的平均溫度，依據(jù)安托尼方程1g0--TTc，求出p0再求出相對揮發(fā)度。其中苯：A=6.023,B=1206.35,C=220.24甲苯：A=6.078,B=1343.94,C=219.58當溫度為81℃lgp。=6.023—Algp0=6.078B1206.35-2.01881+220.241343.94-1.60781+219.58Kpa.二P0=104.32Kpa，P0=40,44

ABKpa104.32.2.57940.44同理當溫度為109.9℃時，lgp。=6.023—A1206.352.368Igpo=6.078-B110.56+220.241343.94 _1,999110.56+219.58Po=233.85KpaA,Po=99.77Kpa,aB2233.8599.772.343a+a2559+2343=2.5065又因為平均溫度為95.45℃，查表知液體黏度為日=0.266mPas 日=0.274mPas苯 甲苯xlgu

ii全塔效率目=0.27086mPas全塔效率E=0.49(2.5065x0.27086)0245=0.539

T精餾段實際板層數(shù)精0.5397=12.98=13塊提餾段實際板層數(shù)N= =12.98=13塊提0.539進料板為N=13F總實際板數(shù)N=N+N=13+13=26塊精提五、精餾與提餾段物性數(shù)據(jù)及氣液負荷的計算5.1進料板與塔頂、塔底平均摩爾質(zhì)量的計算塔頂：x=y=0.983,由平衡圖知：x=0.957D1 1M=0.983x78.11+(1-0.983)x92.13=78.35kg/kmolVDmM =0.957x78.11+(1-0.957)x92.13=78.71kg/kmolLDm進料板：x=0.388,y=0.61FFM =0.61x78.11+(1-0.61)x92.13=83.58kg/kmolvFmM =0.388x78.11+(1-0.388)x92.13=86.69kg/kmolLFm塔底：x二y=0.0117，查得x=0.005W2 2M'=0.0117x78.11+0.9883x92.13=91.924kg/kmolvWmM'=0.005x78.11+0.995x92.13=92.046kg/kmolLWm所以，精餾段平均摩爾質(zhì)量MVm78.59+84.422MVm78.59+84.422=81.51kg/kmolMLm79.29+87.412=83.35kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量Vm91.924+84.422=Vm91.924+84.422=88.17kg/kmolMLm92.046+87.412=89.73kg/kmol5.2氣相平均密度和氣相負荷計算精餾段PM 109.85x81.51P―5.2氣相平均密度和氣相負荷計算精餾段PM 109.85x81.51P――m Vm-- VmRT8.314x(273.15+90.65)m―2.9603kg/m3提餾段P'―VmPM118.95x88.19-m Vm RT 8.314x(273.15+108.05)―3.3085kg/m3精餾段氣相負荷：VMV- 』―119.97x81.51/(3600x2.96)=0.917m3/ss3600pVm提餾段氣相負荷：,V'M' _ _V'= v^-119.97x88.17/(3600x3.3085)=0.888m31ss3600P，Vm5.3液相平均密度和液相負荷計算液相密度依下式計算，即Lm-%液相密度依下式計算，即Lm-%i塔頂"-81.7oC,查得：p-813.1kg/m3，p-808.33kg/m3D ABPDm-PDm-812.908kg/m30.96/813.1+0.04/808.33進料板：/-99.6oC，查得：p-792.956kg/m3,p-789.61kg/m3F AB進料板液相的質(zhì)量分數(shù)為0.334x78.11pLFm0.334x78.11pLFm0.334x78.11+0.666x92.131-0.2980.298/792.956+0.702/789.61-790.6kg/m進料板液相平均密度：由％-116.5°C,W查得p-772.89kg/m3 p-773.605kg/m3A ，B塔釜液相質(zhì)量分數(shù)為：

0.005/78.110.005/78.11+(1-0.005)/92.13=0.005890.00589/772.89+(1-0.00589)/773.605=773.60.005/78.110.005/78.11+(1-0.005)/92.13=0.005890.00589/772.89+(1-0.00589)/773.605=773.6kg/m3精餾段液相平均密度為：PLm812.908+790.62=801.754kg/m3提餾段液相平均密度為：P'Lm790.6+773.62=782.1kg/m35.4液相液體表面張力的計算塔頂：t=81.7oCD查表知：o=21.06mN/m,o=21.503mN/mABo=0.983義21.06+0.017義21.503=21.6mN/mLDm進料板：t=99.6oCF查表知：o=18.9mN/m, o=19.966mN/mABo=0.334*18.9+0.666義19.966=19.61mN/mLFm塔底：t=116.5oCW查表知：o=16.9mN/m,o=17.695mN/mABo=0.005*16.9+0.995義17.695=17.69mN/mLWm精餾段液相平均表面張力為：o =21.6+19.61=20.605mN/mLm 2提餾段液相平均表面張力為：。，一段61+17.69」8.65mN/ml叩 25.5塔內(nèi)各段操作條件和物性數(shù)據(jù)表(1)操作壓力塔頂壓強： PD=101.3+4=105.3Kpa每層塔板壓降：Ap=0.7kpa進料板壓力： P「105.3+0.7x13=114.4Kpa精餾段平均壓力：P=(105.3+114.4)/2=109.85Kpam塔底壓強： p=PD+N^P=105.3+0.7x26=123.5Kpaw提餾段平均壓力：P‘=(114.4+123.5)/2=118.95Kpam(2)操作溫度由附錄查知，安托因方程中苯-甲苯參數(shù)如下:苯：A=6.023, B=1206.35, C=220.24甲苯：A=6.078， B=1343.94， C=219.58所以：由安托尼方程logp。二a-2進行試差計算，得T+C塔頂溫度 t=81.7℃D進料板溫度 t=99.6℃F塔底溫度 t=116.5℃W精餾段平均溫度 t=(81.7+99.6)/2=90.65℃dm提餾段平均溫度 t=(99.6+116.5)/2=108.05℃wm(3)平均粘度液相平均粘度計算公式：lgR=ZxlgRLm ii塔頂：t=81.7°CD查幫口： R=0.303mPa?s,R=0.30675mPa?sAB由lg從=0.983log從+0.017log從LDm A B所以：從二0.303mPa-sLDm進料板：t=99.6°CF查表知:N=0.25596mPa-s,R=0.26488mPa-sABlogn=0.381logN+0.619logRLFm A BN =0.2614mPa-sLFm塔底：t=116.5℃w查表知:N=02213mPa-s,N=0.2371mPa-sABlogn=0.005logn+0.995lognLFm A BN=0.237mPasLFm精餾段液相平均黏度為：N二(0.303+0.2614)/2=0.2822mPa-sLm精餾段液相平均粘度為：N二(0.2614+0.237)/2=0.2492mPa-SLm六、塔徑及塔板結(jié)構工藝尺寸的計算6.1塔徑的計算精餾段氣、液相體積流量：VMV= .=119.97X81.51/(3600x2.96)=0.917m3/ss3600pLMLLML二 Lm—s3600pLm=88.906x83.35/(3600x801.754)=0.002567m3/s提餾段氣、液相體積流量：V'M' _ _V'= v^=119.97x88.17/(3600x3.3085)=0.888m3/ss3600p，VmL'=L'M：=169.02x89.93/(3600x782.1)=0.0054m31ss3600p，Lm最大空塔氣速計算公式：u=c；,￡lZ￡.maxypV取板間距H=0.45m，板上液層高度h=0.07m，則TLH-h=0.45-0.07=0.38mTL精餾段：LpT_0.002567x3600義1801.754_004604精餾段：Vh-v'pL_0.9176x3600義'2.9603一.hV提餾段:上互)'_0.0054x3600x：78江_0.09248V\，p 0.888x3600V3.3084VV查表知：C=0.079,C'=0.07520 20

所以精餾段：提餾段：C=C9/20)0.2所以精餾段：提餾段：20LC'=C'(o/20)o.2=0.0739420L801.754-2.9603u=0.07947( )1/2=1.3054m/smax 2.9603u' =0.0739(782.1-3.3085)1/2=1.1347mIsmax 3.3085取安全系數(shù)0.6，則空塔氣速為：u=0.6u=0.6X1.3054=0.7832m/su'=0.6u'=0.6x1.1347=0.6808m/s精餾段：八 4V~ '4X0.9176 ,…精餾段：D=s= =1.22m、’兀u \3.14x0.783提餾段：D一王二：’4X0.888 =1.288m兀u' \'3.14x0.6808按標準塔徑圓整后為：D=1.4m塔截面積為：A=—D2=1.542Tn實際空塔氣速精餾段：u=0.917/1.54=0.596m/s提餾段：u'=0.888/1.54=0.577m/s6.2塔板主要工藝尺寸計算因塔徑D=1.4m,可造用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：（1）堰長1:取1=0.6D=0.84mww（2）溢流堰高度h由h=h_hwwLow選用平直堰，堰上液層高度h=^i84E（LS）2/3ow1000lw近似取E=1,h=2.84L2.840.002567x3600 E(—s~)2/3= :x1x( )2/3=0.014mow1000L10000.84Wh'=2.84L'2.840.005398x3600 E(—s)2/3x1x( )2/3=0.023mow1000LW10000.84h=h—h=0.05-0.014=0.0559mwLowh'=h—h'=0.05-0.023=0.0469mwLow(3)弓形降液管寬度W和截面積A:df由l/D=0.6，查圖知A^_=0.055,巴=0.12

攻 A DT故A=0.055xl.54=0.0846m2fW=0.12x1.4=0.168md驗算液體在降液管中停留時間:精餾段3600AH3600x0.0846x0.45精餾段：0= = =14.839$>5$L 0.002567x3600提餾段3600AH0= f-TLh3600x0.0846x0.45_7057$>提餾段3600AH0= f-TLh故降液管設計合理。(4)降液管底隙高度h:0h=L/(36001u')0h w0

精餾段?。簎'=0.12m/s，則0h=L/(3600lu')=0.002567義3600/(3600*0.84*0,12)=0.02547m0h w0h-h=0.0559-0.02547=0.03048m>0,006mw0提餾段?。骸ā?0.22m/s，貝h=L'/(3600lu')=0.00539x3600/(3600x0.84x0.22)=0.0292m0h w0,, __ h-h=0.0469-0.0292=0.0177m>0.006mw0故降液管底隙高度設計合理。選用凹形受液盤，深度h，=50mm。6.3塔板布置及浮閥數(shù)目與排列取閥孔動能系數(shù)F0=10取閥孔動能系數(shù)F0=10，由公式u0F，求孔速u010 10u_二5812m/s；u'= 5.549m/s0 j296 ° ，0 J3.308由式N=匕求每層板上的浮閥數(shù).d—閥孔直徑d=39mm\K ■■0 0 ■—d2u400即N='= 吧176 =132(塊)；-d2u Kx(0.039>x5.812400 4N'= Vs-d2u,N'= Vs-d2u,400-x(0.039)x5.4974取邊緣區(qū)寬度w=0.06m破沫區(qū)寬度W=0.092mCs按式A=2xjR2-x2+-R2sin-11'x]|計算鼓泡區(qū)面積a |_ 180o IR)_即R=D-W=14-0.06=0.64m2c2D 14x=—-(W+W)=--(0.168+0.092)=0.44m2dS2A=2xA=2x0.44x,；0.642—0.442+?！獂0.642180arcs/空)=1.0299m2浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距t=75mm=0.075m則可按下式估算排間距r,即精餾段t=1.0299—精餾段t=1.0299—a N132x0.075t=0.104m=104mm提餾段t=2N't1.0299 =0.1015m提餾段t=2N't135x0.075考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排詡環(huán)宜采用100mm，而應小于此值，故取t,=80mm=0.080m圖6-1塔板閥門布置圖圖6-1塔板閥門布置圖按t=75mm,t’=80mm以等腰三角形叉排方式作圖，得閥數(shù)N=140個按N=140個重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)0.917兀-x0.0392x1404=5.486m/s;0.888u= 0-x0.0392x1404=5.31m/sF=5.486xv2：96=9.44;F'=5.31x,*3308=9.660 0閥孔動能因故F變化不大，仍在9到12范圍內(nèi)。0塔板開孔率=喳x100%=10.864%開孔率、二絲76x100%=12.82%5.486 5.31常壓塔開孔率在10%-14%之間，所以滿足要求。七、塔板流體力學的驗算及負荷性能圖7.1塔板流體力學的驗算塔板液體力學驗算得目的是為了檢驗以上初算塔徑及塔各相工藝尺寸得計算是否合理，塔板能否正常操作，驗算項目如下：1)氣相通過浮閥塔的壓強降每層塔板靜壓頭降可按式h-h+h+h計算壓力降Pclo式中：一與AP式中：一與AP相當?shù)靡褐叨龋琱=——p,mPgLh—與AP相當?shù)靡褐叨龋琺h—與AP相當?shù)靡褐叨?，mh-與AP相當?shù)靡褐叨?，m(1)計算干板靜壓頭降hc由于浮閥全部開啟前后，其干板阻力的計算規(guī)律不同，故在計算干板壓降hc前，首先需確定臨界孔速。臨界孔速是板上所有浮閥全部開啟時，氣體通過閥孔得速度，以匕,孔得速度，以匕,表示u0c1/1.825 731=(-)1/1.825=5.795m/s2.96因u<u0ocu因u<u0ocu<u0ocu'oc(73.111/1.825 731一( .)1/1.825=5.452m/s3.3085u0.175sc5.81*0.175，h=19.9-0 =19.9義 =0.0337mcP 801.754Lu'0.175…5.497義0.175，h=19.9-0 二19.9義 一0.0342mcp' 782.1L（2）板上充氣液層阻力hl本設計分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)￡=0.50由公式h=￡h=0.5義0.07=0.035ml0L（3）克服表面張力所造成的阻力ho因本設計采用浮閥塔，其h很小，可忽略不計。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥o塔板的壓降相當?shù)囊褐叨葹椋篽=h+h=0.0337+0.035=0.0687mPclh'=h'+h=0.0342+0.035=0.0692mPcl單板壓降:AP=hpg=0.0687x801.754x9.81=540.91PaPPLAP'=h'p'g=0.0592x782.1x9.81=531.59PaPPL2)淹塔為使液體能由上層塔板穩(wěn)定地流入下層塔板，降液管內(nèi)必須維持一定高度的液柱。降液管內(nèi)的清液及高度H用來克服相鄰兩層塔板間的壓強降、板上液層d阻力和液體流過降液管的阻力。因次，降液管中清夜層高度Hd可用下式表示：式H=h+h+h且H例H+h）dpLdd TW（1）與氣體通過塔板的壓降相當?shù)囊褐叨萮P=0.0687;hP'=0.0692（2）液體通過降液柱的壓頭損失勺，因不設進口堰，按hd=0.153（片）2計算W0h=0.153x(h=0.153x(d0.0025670.84x0.00254)2=0.0022mh'=0.153x(d0.005390.84x0.0292)2=0.00175m（3）板上液層高度，取hL=0.07m因此H=h+h+h=0.0687+0.07+0.0022=0.1409mdpLdH'=h'+h'+h'=0.0692+0.07+0.00175=0.1393mdpLd為了防止液泛，應保證降液管中當量清液層高度H不超過上層塔板的出口d堰。按式：H<p(H+h),①是考慮到降液管內(nèi)充氣及操作安全兩種因素的d Tw校正系數(shù).對一般物系，可取為0.3~0.4；對不易發(fā)泡物系，可取0.6~0.7.取校正系數(shù)。=5，又已選定板間距H=0.45m,Th=0.0559m,h'=0.0469mWW弧H+h)=0.5義(0.45+0.0559)=0.2529m>0,1409mTW弧H+h')=0.5義(0.45+0.0469)=0.2484m>0.1393mTW可見H〈1(H+h)從而可知符合防止液泛的要求。d Tw3)霧沫夾帶量(1)通常，用操作時的空塔氣速與發(fā)生液泛時的空塔氣速的比值為估算霧沫夾帶量的指標，此比值稱為泛點百分數(shù)，或稱泛點率。泛點率=KCAFb義泛點率=KCAFb義1000/v'-pVv泛點率=叭'pJpVx100%計算泛點率0.78KCAFT板上液體流經(jīng)長度：Z=D_2W=1.4—2x0.168=1,064mLd板上液流面積：A=A—2A=1.5393—2x0.0846=1.37mbTf苯和甲苯可按正常系統(tǒng)按《化工原理》表3-4，取物性系數(shù)K=1.0，由圖3-13查得泛點負荷系數(shù)C=0.1275;c'=0.128，代入公式得

一1 2.9603 一―一0.62X.,,, +1.36*0.002567*1.064F二 、'801.754-2.9603 x100%;34.1%<80%1 1X0.1275X1,370.599X；—33085—+1.36x0.00539x1.064F': \'782.1-3.3085 x100%;37.4%<80%1 1x0.128x1.37按另一公式計算，得2.96030.62X」2.96030.62X」\801.754-2.96030.78x1.0x0.1275x1.37x100%=36.5%<80%3.30850.599x F'= 1'782.1-3.3085x100%=37.6%<80%10.78x1.0x0.135x1.1304為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。從以上計算的結(jié)果可知，其泛點率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足e<0.1kg（液）/kg（干氣）的要求。V7.2塔板負荷性能圖當塔板的各相結(jié)構參數(shù)均已確定后，應將極限條件下y—L的關系標繪在直sS角坐標系中，從而得到塔板的適宜氣、液相操作范圍，此即塔板的負荷性能圖。負荷性能圖由五條線組成。1）霧沫夾帶線當氣相負荷超過此線時，霧沫夾帶量將過大，使板效率嚴重下降，塔板適宜操作區(qū)應在霧沫夾帶線下。對于一定的物系及一定的塔板結(jié)構，式中pp,A,K,C及E均為已知值，相應于e=0.1的泛點率上限值亦可確定，將各y,LbFL y已知故代入上式，便得出y-L的關系式，據(jù)此做出霧沫夾帶線.SS

對常壓，塔徑＞900mm的大塔，取泛點率=80%為其霧沫夾帶量上限，則：按泛點率為80%計算如下：V —+1.36LZsP-P sLF二——2 v 義100/i KCA 0FbV: 2.9603 +1.36X0.1.064Ls\'80L754-2.9603￡x100%)0.81.0X0.1275X1.3733.3085782.1-33.3085782.1-3.3085+1.36x1.064LS1.0X0.128X1.37X100%;0.8整理得0.06087V+1.447L=0.1397

SS0.06517V'+1.447L'=0.14029sS或精餾段V=2.2955-23.77LSS提餾段V'=2.1524-22.2L'SS霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個 L值，依1式算出相應的VsSS表7-1霧沫夾帶線數(shù)據(jù)L(m3/s)S0.0010.006V(m3/s)S2.272.15L(m3/s)s0.0010.006V'(m3/s)s2.132.019

2）液泛線由公式：2）液泛線由公式：。(H+h)=h+h+h=h+h+h+h+hTWPLdCloLd確定的液泛線，忽略式中的ho，得:。(H。(H+h)=5.34&u!+0.153(-L^-TWP2g LhL W0)2+(1+q0h+2.84 3600L E( )2/31000lW物系一定塔板結(jié)構尺寸一定則H,h,h,l,P,P,q及。等均為定值系一定，塔板尺一定，則TW0wVL0及為定，而u0與匕又有如下關系，即V S——兀—d2N40式中閥孔數(shù)N與孔徑d0亦為定值，因此，可將上式簡化得V2:4.705—9302.97L—33.15L2/3

S SSV,2=4.435—6172.67L—28.938L2/3S SS在操作范圍內(nèi)任取若干個L值，依2式算出相應的V值列于附表2中SS表7-2液泛線數(shù)據(jù)L(m3/s)S0.00050.0010.0020.0030.0040.0050.0060.007V(m3/s)S2.112.092.031.981.931.871.811.74V'(m3/s)s2.062.031.981.941.901.851.801.753）液相負荷上限線當降液管尺寸一定時，若液體流量超過某一限度使液體在降液管的停留時間

過短，則其中氣泡來不及釋放就帶入下一層塔板，造成氣相返混，降低塔板效率。要求液體在降液管內(nèi)的停留時間e>3?5秒，取6=5秒計算，則如下式知液體在降液管內(nèi)停留時間3600AH6= f~T=3-5sLS以6=5s作為液體在降液管中停留時間的下限，則(L)S(L)SmaxAH一~T50.0846義0.455=0.00762m3/s求出上限液體流量L值。在V-L圖上做出液相負荷上限線為與氣體流量s sSV無關的豎直線。s4）漏液線對F1型重閥，當時，泄漏量接近10%為確定氣相負荷下限的依據(jù)。F1型重閥，取F=u屈？=5計算，則0 0%’5U= ■——0pP

v又知V又知V=—d2NuS40 0，則V=-d2N-L=S4 0以以F0=5作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則兀 兀F 兀 5(V) =-d2Nu=-d2N-^==-x0.0392x140x =0.486m3/sSmin400 40JP 4 <2,9603一V兀 兀 F 兀 5 _(V) =—d2Nu=—d2N 0=—x0.0392x96x—=0.459m3/sSmin4 0 0 4 0 .1p' 4 <3.3085V據(jù)此做出與液體流量無關的水平漏液線（4）。5）液相負荷下限線為保證板上液流分布均勻，提高接觸效果，取堰上液層高度h=0.006m作ow為液相負荷下限條件。依下列h的計算式owhow2.84e1000how2.84e10003600(L) S-minlw2/3計算出L的下限值，依次做出液相負荷下限線，該線與氣相流量無關的豎S直直線當E1000當E10003600(L) S-minl2/30.006w當E-3600(L')- S min2/3=0.0061000lw取E=1則，則：(LS)(LS)min(0.006x1000)3/2l (0.006x1000\3/2w=(2.84x1)36001 2.84 )0.84x 3600=0.000716m3/s(LS')minx^084=0.000716m3/s3600((LS')minx^084=0.000716m3/s3600w=I2.84x1)3600I2.84 )由以上五條線在直角坐標上作圖，五條線所圍成的區(qū)域即為適宜操作區(qū)。根據(jù)以上五個方程可分別做出塔板負荷性能圖上的（1）、（2）、（3）、（4）及（5）共五條線，見附圖4。由塔板負荷性能圖可以看出：（1）任務規(guī)定的氣、液負荷下的操作點P（設計點），處在適宜操作區(qū)以內(nèi)的適中位置。(2)塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。(3)按照固定的液氣比，由附圖4查出塔板的氣相負荷上限(V)=1.77m3/s,Smax(V') =1.79m3/s和下限(V) =0.486m3/s,(V) =0.459m3/s,TOC\o"1-5"\h\zSmax Smin Smin操作彈性二匕mx=工=3.64V0.486S,minV' 1.79 393,max= =3.9V1 0.4593,min設計塔板時，應適當調(diào)整塔板結(jié)構參數(shù)，使操作點在圖中位置適中，以提高塔的操作彈性。八、塔的有效高度與全塔實際高度的計算塔體有效高度Z=(N-1)XH=(13-1)X0.45=5.4m精精 TZ=(N-1)XH=(13-1)X0.45=5.4m提提 T根據(jù)化工工藝設計手冊(第四版)每6塊板開一人孔，26/6*4，人孔數(shù)為4,高度為0.8m故有效高度 Z-Z+Z+0.8=5.4+5.4+0.8x4=13.8m精提塔頂層空間的高度，取H-1.2m。D塔底空間的高度，塔釜停留時間取t-5min，則取H-1.5m。b塔頂封頭Hl的確定 H-(1/4)D-1/4x1.4-0.35。l裙座高度HS的確定，為了制作方便，裙座為圓形 H/D-3mSH-3X1.4-4.2mS人孔數(shù)，在進料板上方開一個人孔，人孔處板間距為0.8m。進料板高度取0.8m?？偢叨菻二(n一n一n-1)H+nH+nH+H+H+H+HFP TFFPPDBLS二(26-1-4-1) x 0.45+1 x0.8+3x0.8+1.2+1.5+0.35+4.2=19.9m

九、浮閥塔工藝設計計算總表所設計篩板塔的主要結(jié)果匯總于表如下：序號項目數(shù)值精餾段提餾段1平均溫度t/℃90.65108.052m平均壓力p/kpa109.85118.953m氣相流量V/m3/s0.9170.8884s液相流量L/m3/s0.002560.005395S實際塔板數(shù)N13136有效段高度Z/m13.87塔徑D/m1.48板間距H/m0.459T溢流形式單溢流10降液管形式弓形降液管11堰長i/m0.8412w堰高h/m0.05590.046913w板上液層高度h/m0.03514i堰上液層高度h/m0.0140.02315ow降液管底隙高度h/m0.02540.0292160安定區(qū)寬度W/m0.09217s邊緣區(qū)寬度W/m0.0618c開孔區(qū)面積A/m21.029919a浮閥直徑d/m0.003920 0 浮閥數(shù)目n14021孔中心距t/m0.07522排間距t'/m0.08

23開孔率?/%10.86412.8224空塔氣速U/m.s.i0.78320.680825孔閥氣速u/m,s-i5.8125.497260每層塔板壓降AP/Pa540.91531.5927液體在降液管停留時間e/s14.847.05728降液管內(nèi)清液層高度H/m0.1410.13929d泛點率/%35.2537.5430液沫夾帶e/（kg液/kg氣）0.00430.004831V氣相負荷上限/m3?s-11.771.7932氣相負荷下限/m3?s-10.4860.45933操作彈性3.643.9十、輔助設備的計算與選型10.1塔頂冷凝器的試算與初選出料液溫度：81.7℃（飽和氣）一>81.7℃（飽和液）冷卻水溫度：25℃ <—45℃At=56.7℃1

At=36.7℃2At-At——2AtLn-iAt256"36.7.4597℃t56.7__Ln 36.7當t=81.7℃時，查表得r=392.7KJ/kg r=378.7KJ/kg苯 甲苯r=0.98x392.7+0.02x378.7=392.42kJ/kgQ=VrMvm1266^^x78.59;1084.63左卬3600假設K=550卬/（m2?℃）S二—Q-

KAtm1083.63x1000 二42.61m2550x46.28根據(jù)S=42.61m2選用F600IV--0.6-42.6查手冊可知選擇的尺寸如下：公稱直徑：600mm管長：3000mm管子總數(shù)：188管程數(shù)：4中心排管數(shù)：10S=nndL=188xnx0.025x（3-0.1）=42.7982m2若選擇該型號的換熱器，則要求過程的總傳熱系數(shù)為：K=547.2與原設值接近所以選擇F600IV--0.6-42.6型號換熱器10.2塔主要連接管直徑的確定（1）塔頂蒸汽出口管徑因塔頂出口全部為氣體流速u取5~30之間故取流速u=20m/sd=4Vs-='4X0.9176=0.24175m=241.75mm\兀u nx20故可選取。273x14無縫鋼管，d=245mm。驗算實際流速4xV4x0.9176u= s= =19.47m/s實 nd2 3.14x0.2452滿足要求（2）回流液管徑因為苯和甲苯屬于易燃、易爆液體，需流速u<1m/s故取流速u=0.5m/sd-■Vnu:石_：4x0.00256V3.14X0.5=0.08076m=80.76mm故可選取。89x4.0無縫鋼管，d=81mm。實際流速U-4-4X0.00256-0.497m/s

實 nd2 3.14x0.0812滿足要求

（3）進料管徑同上，取u=0.5m/sVF=VF=FMF3600*PFM 3600x790.680.11x86.68:0.002439m3/sd=-'4*“002439=0.078829m=78.83mmf3.14x0.5選取。89義4.0無縫鋼管，d=81mm。4x4xV SF兀d24x0.002439=0.473m/s3.14x0.0812滿足要求（4）塔底出口管徑同上，取u=0.5m/s■14x0.005398■ =0.11727m=117.27mm3.14x0.8選取。127義5.0無縫鋼管，d=117mm。實際流速:u=卬=4x0.005398=0.502m/s實 兀d2 3.14x0.1172滿足要求（5）再沸騰加熱蒸汽管徑同（1）,取u=20m/s4 ''4x0.888dc=:=0.237m=237.82mm3.14x20選取。273義14無縫鋼管，d=245mmu4x0.00888u^= =18.845m/s頭3.14x0.2452滿足要求十一、對本設計的評述及相關問題的分析討論1.對本設計的評述工程設計本身存在一個多目標優(yōu)化問題，同時又是政策性很強的工作。設計者在進行工程設計時應綜合考慮諸多影響因素，使生產(chǎn)達到技術先進、經(jīng)濟合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低能耗的原則。