化工原理課程設(shè)計(jì)--分離苯-甲苯混合液的浮閥板式精餾塔工藝設(shè)計(jì)

1、 化工原理課程設(shè)計(jì) 課題名稱：分離苯-甲苯二元混合物板式精餾塔的設(shè)計(jì) 學(xué)生姓名： 學(xué)號： 班級： 指導(dǎo)教師姓名： 指導(dǎo)教師職稱： 設(shè)計(jì)時(shí)間： 2015 年12 月 30 日 2016 年1月 10 日成績指導(dǎo)教師評語摘要：目前用于氣液分離的傳質(zhì)設(shè)備主要采用板式塔，對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價(jià)等方面都比較優(yōu)越。其主要特點(diǎn)是在塔板的開孔上裝有可浮動(dòng)的浮閥，氣流從浮閥周邊以穩(wěn)定的速度水平進(jìn)入塔板上液層進(jìn)行兩相接觸，浮閥可根據(jù)氣體流量的大小上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)。其中精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算包括塔高、塔徑、塔板各部分尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算，塔板的布置

2、，塔板流體力學(xué)性能的校核及繪出塔板的性能負(fù)荷圖。關(guān)鍵詞： 氣液傳質(zhì)分離 精餾 舌形塔板目錄第一章 前言.31.1 精餾及精餾流程31.2 精餾的分類31.3 精餾操作的特點(diǎn)41.4 塔板的類型與選擇41.5 相關(guān)符號說明51.6 相關(guān)物性參數(shù)6第二章 設(shè)計(jì)任務(wù)書7第三章 設(shè)計(jì)內(nèi)容.83.1 設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說明83.2 全塔的物料衡算8 3.2.1 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率8 3.2.2 平均摩爾質(zhì)量8 3.2.3 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率.9 3.3 塔板數(shù)的確定93.3.1 平衡曲線的繪制. .9 3.3.2 操作回流比的確.10 3.3.3 理論塔板數(shù)的確定.11 3.

3、4 塔的精餾段操作工藝條件及計(jì)算.13 3.4.1 平均壓強(qiáng)Pm.13 3.4.2 平均溫度Pm.13 3.4.3 平均分子量Mm.13 3.4.4 液體的平均粘度L,m.14 3.4.5 液體的平均密度.15 3.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算.16 3.5.1 塔徑的計(jì)算.16 3.5.2精餾塔有效高度的計(jì)算.17 3.6 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算.17 3.6.1溢流裝置計(jì)算.17 3.6.2塔板布置.18 3.7 浮閥的布置.19 3.7.1 閥孔速度.19 3.7.2 開孔率.19 3.7.3 閥孔總面積.20 3.7.4 浮閥總數(shù).20 3.7.5 塔板上布置浮閥的有效操作面積.

4、20 3.7.6 浮閥的排列.20 3.8 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算.21 3.8.1塔板壓降.213.8.2 液面落差和液沫夾帶.22 3.8.3漏液.22 3.8.4液泛.22 3.9塔板負(fù)荷性能圖.23 3.9.1 漏液線.23 3.9.2 液沫夾帶線.23 3.9.3 液相負(fù)荷下限線.24 3.9.4液相負(fù)荷上限線.24 3.9.5 液泛線.24第四章 附屬設(shè)備的選型及計(jì)算.27 4.1塔體總高度.27 4.2塔頂空間HD.27 4.3人孔數(shù)目.27 4.4 塔底空間HB.27 4.5 裙座的選型.29 第一章 前言1.1 精餾及精餾流程精餾是多級分離過程，即同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝的

5、過程。因此可是混合物得到幾乎完全的分離。精餾可視為由多次蒸餾演變而來的。精餾操作廣泛用于分離純化各種混合物，是化工、醫(yī)藥、食品等工業(yè)中尤為常見的單元操作。化工成產(chǎn)中，精餾主要用于以下幾種目的:1)獲得餾出液塔頂?shù)漠a(chǎn)品；2)將溶液多級分離后，收集餾出液，用于獲得甲苯，氯苯等；3)脫出雜質(zhì)獲得純凈的溶劑或半成品，如酒精提純，進(jìn)行精餾操作的設(shè)備叫做精餾塔。精餾過程中采用連續(xù)精餾流程，原料液經(jīng)預(yù)熱器加熱到指定溫度后，送入精餾塔的進(jìn)料板，在進(jìn)料板上與自塔頂上部下降的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過程。操作時(shí)，連續(xù)地從再沸器取出部分

6、液體作為塔底產(chǎn)品，部分汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中被全部冷凝，并將部分冷凝液用泵送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)冷卻器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。根據(jù)精餾原理可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，必須同時(shí)擁有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時(shí)還有配原料液，預(yù)熱器、回流液泵等附屬設(shè)備，才能實(shí)現(xiàn)整個(gè)操作。1.2 精餾的分類按操作方式可分為:間歇式和連續(xù)式，工業(yè)上大多數(shù)精餾過程都是采用連續(xù)穩(wěn)定的操作過程?；ぶ械木s操作大多數(shù)是分離多組分溶液。多組分精餾的特點(diǎn)：1)能保證產(chǎn)品質(zhì)量，滿足工藝要求，生產(chǎn)能力大；2)流程短，設(shè)備投資費(fèi)用少；3)耗能量低，收率高，操作費(fèi)用低；4) 操作管理方

7、便。 1.3 精餾操作的特點(diǎn) 從上述對精餾過程的簡單介紹可知，常見的精餾塔的兩端分別為汽化成分的冷凝和液體的沸騰的傳熱過程，精餾塔也就是一種換熱器。但和一般的傳熱過程相比，精餾操作又有如下特點(diǎn)： 1)沸點(diǎn)升高 精餾的溶液中含有沸點(diǎn)不同的溶劑，在相同的壓力下溶液的蒸汽壓較同溫度下純?nèi)軇┑钠瘔旱?，使溶液的沸點(diǎn)高于醇溶液的沸點(diǎn)，這種現(xiàn)象稱為沸點(diǎn)的升高。在加熱汽化溫度一定的情況下，汽化溶液時(shí)的傳熱溫差必定小于加熱純?nèi)軇┑募儨夭睿胰芤旱臐舛仍礁?，這種影響也越顯著。 2)物料的工藝特性 精餾溶液本身具有某些特性，如某些物料在加入到溶液中時(shí)可與溶液中的某一組分或幾組分形成恒沸液等。如何利用物料的特性和

8、工藝要求，選擇適宜的精流流程和設(shè)備是精餾操作彼此需要知道和必須考慮的問題。 3)節(jié)約能源 精餾汽化的溶劑量較大，需要消耗較大的加熱蒸汽。如何充分利用熱量提高加熱蒸汽的利用率是精餾操作需要考慮的另一個(gè)問題。1.4 塔板的類型與選擇 塔板是板式塔的主要構(gòu)件，分為錯(cuò)流式塔板和逆流式塔板兩類 ，工業(yè)應(yīng)用以錯(cuò)流式 塔板為主，常用的錯(cuò)流式塔板有：泡罩塔板、篩孔塔板和浮閥塔板。我們應(yīng)用的是浮閥塔板，因?yàn)樗窃谂菡炙搴秃Y孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩種塔板的優(yōu)點(diǎn)。它具有結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，造價(jià)低；塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大；由于閥片可隨氣量變化自由升降，故操作彈性大，因上升氣流水平吹入液層，氣液接觸時(shí)間

9、較長，故塔板效率較高。1.5 相關(guān)符號說明英文字母Aa 塔板開孔區(qū)面積,m2；Af 降液管截面積,m2；A0 篩孔總面積,m2；AT 塔截面積,m2；c0 流量系數(shù),無因次；C 計(jì)算umax時(shí)的負(fù)荷系數(shù),m/s；CS 氣相負(fù)荷因子,m/s；d 填料直徑,m；d0篩孔直徑,m；D 塔徑,m；ev 液體夾帶量,kg（液）/kg（氣）；E 液流收縮系數(shù),無因次；ET 總板效率,無因次；F 氣相動(dòng)能因子,kg1/2/(sm1/2）；F0 篩孔氣相動(dòng)能因子，kg1/2/(sm1/2) ；g重力加速度,9.81m/ s2；h填料層分段高度,m；h1 進(jìn)口堰與降液管間的水平距離,m；hc 與干板壓降相當(dāng)?shù)囊?/p>

10、柱高度,m液柱；hd 與液體流過降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐鵫f 塔板上鼓泡層高度,m；h1 與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊褐叨?m；hL 板上清液層高度,m；h0 降液管的底隙高度,m；hOW堰上液層高度,m；hW 出口堰高度,m；h,W進(jìn)口堰高度,m；h與阻力表面張力的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?m液柱；H板式塔高度,m；Hd降液管內(nèi)清液層高度,m；HD塔頂空間高度,m；HF進(jìn)料板處塔板間距,m；HP人孔處塔板間距,m；HT塔板間距,m；K 穩(wěn)定系數(shù),無因次；LW堰長,m；Lh 液體體積流量,m3/h；Ls 液體體積流量,m3/s；Lw 潤濕速率,m3/(ms)；m 相平衡系數(shù),無因次；n 篩孔數(shù)目；NT理論

11、板層數(shù)；P 操作壓力,Pa；P壓力降,Pa；PP氣體通過每層篩板的降壓,Pa；t篩孔的中心距,m；u空塔氣速,m/s；uF 泛點(diǎn)氣速,m/s；u0氣體通過篩孔的速度,m/s；u0, min漏液點(diǎn)氣速,m/s；u0液體通過降液管底隙的速度,m/s；Vh氣體體積流量,m3/h；Vs氣體體積流量,m3/s；wL液體質(zhì)量流量,kg/s；wV氣體質(zhì)量流量,kg/s；Wc邊緣無效區(qū)寬度,m；Wd弓形降液管寬度,m；Ws泡沫區(qū)寬度,m；x 液相摩爾分?jǐn)?shù)；X液相摩爾比；y氣相摩爾分?jǐn)?shù)；Y氣相摩爾分比；Z板式塔的有效高度,m；填料層高度,m。下標(biāo)max最大的；min最小的；L 液相的；V 氣相的液體在降液管內(nèi)停

12、留時(shí)間,s； 粘度,mPas；開孔率或孔流系數(shù)，無因次；表面張力,N/m；密度,kg/m3；希臘字母篩板厚度,m；1.6 相關(guān)物性參數(shù) （1）苯和甲苯的物理參數(shù)分子式相對分子質(zhì)量沸點(diǎn)臨界溫度臨界壓力MPa苯（A）C6H678.11g/mol80.1288.954,898甲苯（B）C7H892.14g/mol110.6318.574.109 (2)飽和蒸汽壓苯、甲苯的飽和蒸汽壓可用Antoine方程計(jì)算：ABC苯6.94192769.42-53.26甲苯7.05803076.65-54.65（3）苯、甲苯的相對密度溫度（）8090100110120苯815803.9792.5780.3768.9

13、甲苯810800.2790.3780.3770.3（4）液體表面張力溫度（）80 90100110120苯21.2720.0618.8517.6616.49甲苯21.6920.5919.9418.4117.31 (5)苯甲苯液體粘度mPa8090100110120苯0.3080.2790.2550.2330.215甲苯0.3110.2860.2640.2540.228第二章 設(shè)計(jì)任務(wù)書1.設(shè)計(jì)題目：分離苯-甲苯混合液的舌形塔板式精餾塔工藝設(shè)計(jì)2.工藝條件：生產(chǎn)能力：苯-甲苯混合液處理量90000t/a，年開工300天原料組成：苯含量為18%（質(zhì)量百分率，下同）進(jìn)料狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1分離要求

14、：塔頂苯含量不低于99.5%，塔底甲苯含量不低于99.9%3.塔板類型：板式精餾塔4.設(shè)計(jì)內(nèi)容：1）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)塔板負(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；11)繪制塔板施工圖（可根據(jù)實(shí)際情況選作）；12)對設(shè)計(jì)過程的評述和有關(guān)問題的討論。第三章 設(shè)計(jì)內(nèi)容3.1 設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說明本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-甲苯混合物。對于該二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通

15、過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，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2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。3.2 全塔的物料衡算 3.2.1原料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率苯和甲苯的相對摩爾質(zhì)量分別為78.11 kg/kmol和92.14kg/kmol，原料含苯的質(zhì)量百分率為18%，塔頂苯含量不低于99.5%，塔底甲苯含量不低于99.9%，即塔底苯含量不大于0.1%，則：原料液含苯的摩爾分率：塔頂含苯的摩爾分率：塔底含苯的摩爾分率： 3.2.2原料液及塔頂

16、底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 由3.1.1知產(chǎn)品中甲苯的摩爾分率，故可計(jì)算出產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量：原料液的平均摩爾質(zhì)量：MF 78.110.2057(10.2057)92.1489.254kg/kmol塔頂液的平均摩爾質(zhì)量：MD 78.110.996(10.996)92.1478.166kg/kmol塔底液的平均摩爾質(zhì)量：MW 78.110.0012(10.0012)92.1492.123kg/kmol 3.2.3料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率一年以300天，一天以24小時(shí)計(jì)，得： F,90000t/（30024）h12500kg/h，全塔物料衡算：進(jìn)料液： F=12500（kg/h）/91.893（kg/

17、kmol）=136.03kmol/h總物料恒算： 136.03=D+W苯物料恒算： 136.030.2057=D0.996+0.0012W聯(lián)立解得： W108.066kmol/h D27.964kmol/h3.3 塔板數(shù)的確定理論塔板數(shù)的求取苯-甲苯物系屬理想物系，可用梯級圖解法（MT）,求取NT，步驟如下： 3.3.1平衡曲線的繪制根據(jù)苯-甲苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點(diǎn)方程和露點(diǎn)方程求取。依據(jù) ， 將所得計(jì)算結(jié)果如列表2：表2苯（x）-甲苯（y）的相平衡數(shù)據(jù)溫度，（）80.184889296100104108110.6（kpa） 苯101.3101.3101.3101.3101.3101.310

18、1.3101.3101.3甲苯39.039.039.039.039.039.039.039.039.0兩相摩爾分率X1.0000.8160.6510.5040.3730.2560.1520.0570Y1.0000.9190.8250.7170.5940.4550.3000.1250本方案中，塔內(nèi)壓力接近常壓（實(shí)際上略高于常壓），因操作壓力偏離常壓很小，所以其對xy平衡關(guān)系的影響完全可以忽略。將上表中數(shù)據(jù)作圖得xy曲線：圖1 苯甲苯混合液的y-x圖3.3.2操作回流比的確定表3 苯-甲苯物系在某些溫度t下的a值（附x值）t( )80.184889296100104108110.62.602.56

19、2.532.492.462.432.402.372.35x10.8160.6510.5040.3730.2570.1520.0570可見隨著溫度的升高，變化不大，可對表中兩端數(shù)據(jù)取平均值在y-x圖（圖1）上，因，查得，而，。故由式（3-53a）得最小回流比： 也可根據(jù)課本中公式（10-45）得，代入數(shù)據(jù)計(jì)算得：兩種計(jì)算方法結(jié)果相同?？紤]到精餾段操作線離平衡線較近，取實(shí)際操作的回流比為最小回流比的1.2倍，即： R=1.2Rmin=1.2*3.27=3.924精餾塔的汽、液相負(fù)荷： 精餾段：液相流量：L=RD=3.92427.964=109.731kmol/h 氣相流量：V=(R+1)D=(3.

20、924+1)27.964=137.69kmol/h 提鎦段：液相流量：L=L+F=109.731+136.03=245.761kmol/h 氣相流量：V=V=137.69kmol/h 3.3.3理論塔板數(shù)的確定 圖2 苯-甲苯物系精餾分離理論塔板數(shù)的圖解精餾段操作線為： =0.797+0.2023平衡方程:提餾段操作線可由b(xW，xW)及精餾段操作線和q線的交點(diǎn)d決定。泡點(diǎn)加料時(shí)q=1 （1） （2）對全塔物料橫算 D+W=F （3） D+W=F （4）由(1)、(2)式得 (5) (6)將(5)式值帶入(6)中得 提留段操作線為 將x=0.5代入精餾段操作線，求得y=0.6008，即有d(

21、0.5，0.6008)。(1)精餾段利用平衡方程和精餾段操作線方程計(jì)算精餾段的塔板數(shù)： x2=0.978(用平衡關(guān)系) y3=0.982(用物料衡算，即操作線) x3=0.0.957(用平衡關(guān)系) y4=0.979(用操作線)； x4=0.950(用平衡關(guān)系) y5=0.960 (用操作線)； x5=0.907(用平衡關(guān)系) y6=0.925 (用操作線)； x6=0.833(用平衡關(guān)系) y7=0.866(用操作線)； x7=0.723(用平衡關(guān)系) y8=0.779(用操作線)； x8=0.587(用平衡關(guān)系) y9=0.67 (用操作線)； x9=0.451用平衡關(guān)系) y10=0.56

22、2 (用操作線)； x10=0.341(用平衡關(guān)系) y11=0.474(用操作線)； x11=0.267(用平衡關(guān)系) y12=0.451(用操作線)； x12=0.223(用平衡關(guān)系) y13=0.380(用操作線)； x13=0.198(用平衡關(guān)系) 所以進(jìn)料位置在第13塊板(2)提餾段 利用相平衡方程和提留段操作線方程計(jì)算提留段塔板數(shù)： Y14=0.352.；x14=0.180 y15=0.320；x15=0.160 y16=0.284；x16=0.138 y17=0.245；x17=0.116 y18=0.206；x18=0.095 y19=0.168；x19=0.075 Y20=0

23、.133(用操作線)； x20=0.058(用平衡關(guān)系) Y21=0.102 (用操作線)； x21=0.044(用平衡關(guān)系) Y22=0.078 (用操作線)； x22=0.033(用平衡關(guān)系) Y23=0.058(用操作線)； x23=0.024(用平衡關(guān)系) Y24=0.042(用操作線)； x24=0.017(用平衡關(guān)系) Y25=0.029(用操作線)； x25=0.0119(用平衡關(guān)系) 因此，理論板數(shù)為(25-1)=24層，進(jìn)料位置為第13層板。 苯-甲苯在某些溫度下的粘度：t8090100110120A0.3080.2790.2550.2330.215B0.3110.2860.

24、2640.2540.228=xii=0.2057*0.284+0.56*0.291=0.2923(mPa.s)表示以加料摩爾組成為準(zhǔn)的液體的平均摩爾粘度?？梢院唵蔚挠靡韵陆乒接?jì)算塔的總效率：E=0.563-0.276lg（）+0.0815lg() 2=0.60315精餾段的實(shí)際板數(shù)為： (層) 取22（層）提餾段的實(shí)際板數(shù)為：（層） 取19（層）總實(shí)際塔板N實(shí)=41塊3.4 塔的精餾段操作工藝條件及計(jì)算 3.4.1平均壓強(qiáng)pm 塔頂壓強(qiáng)： 取每層塔板的壓降0.7KPa 進(jìn)料板： 塔底壓強(qiáng)：平均壓強(qiáng)： 3.4.2平均溫度tm依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法，計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、 甲苯的

25、飽和蒸汽壓由安托尼方程計(jì)算，計(jì)算結(jié)果如下：塔頂溫度: tD=81.1 進(jìn)料板溫度: tF=82.3。平均溫度：tm3.4.3平均分子量塔頂： ，（查圖2）加料板：，（查圖2）精餾段： 3.4.4 液體的平均粘度液相平均粘度依下式計(jì)算:lgLm=xilgi塔頂液相平均粘度的計(jì)算：查化工原理附錄11，在81.1下有： A=0.321mPas ，B=0.414mPas lgLD,m=0.986lg(0.321)+0.014lg(0.414)解得： LDm=0.398 mPas 進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算:在82.3下，查得：A=0.298mPas ，B=0.404mPaslgLF,m=0.685lg(

26、0.298)+0.315lg(0.404)解得： LFm=0.327mPas精餾段液相平均表面張力為 ,Lm=（0.398+0.327）/2=0.363 mPas 加料板：精餾段：3.4.5 液體的平均密度 1.液相平均密度塔頂： 進(jìn)料板： 所以精餾段液相平均密度：2、氣相密度：3.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 3.5.1塔徑的計(jì)算精餾段的氣、液相體積流率為由式中的C公式計(jì)算，其中C20由化工原理課程設(shè)計(jì)教材的負(fù)荷系數(shù)圖查取，圖的橫坐標(biāo)為取板間距HT=0.50m，板上液層高度hL=0.06m，則HT-hL=0.50-0.006=0.44m查負(fù)荷系數(shù)圖得C20=0.092取安全系數(shù)為0.7，則空

27、塔氣速為 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為：D=1.4m塔塔截面積為： AT=/4D2=1.54m2 實(shí)際空塔氣速為: 3.5.2精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度：Z精=（N精-1）HT=（12-1）0.4=4.4m提餾段有效高度：Z提=（N提-1）HT=（10-1）0.4=3.6m在進(jìn)料板上方開一人孔,其高度為0.8m，故精餾塔的有效高度為：Z=Z精+Z提+0.8=4.4+3.6+0.8=8.8m3.6 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算 3.6.1溢流裝置計(jì)算因塔徑D=1.4m，可選用單溢流弓形降液管、凹形受液盤。 （1）溢流堰長取堰上溢流強(qiáng)度，滿足篩板塔的堰上溢流強(qiáng)度要求。 （2）出口堰高對平直堰 ，由及

28、，查化工原理課程設(shè)計(jì)圖5-5得，于是：滿足要求。取板上清液層高度hL=60mm（3）降液管的寬度 和降液管的面積由，查圖5-7得，即：依教材中式5-9驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間,即:可以滿足要求。（4）降液管的底隙高度液體通過降液管底隙的流速一般為0.070.25m/s，取液體通過降液管底隙的流速，則有： 降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。故選用凹型受液盤，深度 3.6.2塔板布置 （1）塔板的分塊因D800mm故塔板采用分塊式。塔板分為3塊。（2）邊緣區(qū)寬度的確定取邊緣區(qū)寬度：一般為5075mm，D 2m時(shí)，可達(dá)100mm。安定區(qū)寬度：規(guī)定 m時(shí)， mm； m時(shí)，mm本設(shè)計(jì)?。?mm，mm。（3）開孔

29、區(qū)面積故： （4）篩孔計(jì)算及其排列由于處理的物系無腐蝕性，可先用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正在角形排列，取孔中心距t為每層塔板的開孔數(shù)為：每層塔板的開孔率為： 在515%之間，故滿足要求。每層塔板的開孔面積：氣體通過篩孔的孔速：3.7 浮閥的布置選用十字架型圓盤浮閥，閥徑為50毫米，閥重3032克，塔板上孔徑為40毫米，最大開度8毫米。 3.7.1 閥孔速度由公式 求閥孔的臨界速度（或選定適宜的閥孔動(dòng)能因數(shù)，求出閥孔速度）。（1） 精餾段： （2）提餾段：上下兩段相應(yīng)的閥孔動(dòng)能因數(shù)為： 均屬正常操作范圍。 3.7.2 開孔率 由公式求得： （1）精餾段： （2）提餾段：考慮到塔板加工方面起見，

30、上下兩段的開孔率均采用。3.7.3 閥孔總面積由公式求得： 3.7.4 浮閥總數(shù)由公式求得： 取整為37（個(gè)）3.7.5 塔板上布置浮閥的有效操作面積已知Wd=0.204，取WF=0.070，Wc=0.050 ； 由公式可求： =0.026（米）由公式可得塔板上布置浮閥的有效操作面積為：=0.0334（）塔板有效操作面積為：3.7.6 浮閥的排列浮閥采取等腰三角形叉排排列。設(shè)垂直于液流方向的閥孔中心間距為t，與此相應(yīng)的每排浮閥中心線之間距離，由公式求得： 取t=12(毫米)。3.8 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 3.8.1塔板壓降（1）干板阻力h0的計(jì)算干板阻力h0由公式計(jì)算，即由d0查圖得C0=0.7

31、72。故：液注（2）氣體通過液層的阻力h1計(jì)算氣體通過液層的阻力h1由公式計(jì)算，即查表得=0.52.（3）液體表面張力的阻力計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力 h由公式計(jì)算，即液柱氣體通過每層塔板的液柱高度為氣體通過每層塔板的壓降為：滿足工藝要求。3.8.2 液面落差和液沫夾帶對于篩板塔，液面落差很小，且本案例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。液沫夾帶量由公式計(jì)算，即式中： =2.50.06=0.15=0.032kg液/kg氣0.1kg液/kg氣，滿足要求（在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍中）。3.8.3 漏液對篩板塔斯社，漏液點(diǎn)的氣0,m速可由式5-25計(jì)算：即 實(shí)際孔速 u0=16.2

32、6m/su0,m 篩板的穩(wěn)定性系數(shù): 即不會產(chǎn)生過量液漏。3.8.4 液泛為防止降液管發(fā)生液泛，應(yīng)使降液管中的清液層高度苯氯苯物系屬于一般物系，取=0.5而： 板上不設(shè)進(jìn)口堰，則0.225m成立，故不會產(chǎn)生液泛。3.9 塔板負(fù)荷性能圖 3.9.1漏液線漏液點(diǎn)氣速:依據(jù)表5中數(shù)據(jù)作出漏液線（見圖3a）0m=Vs,m/A0，整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：表 漏液線數(shù)據(jù)Ls，m3/s0.00190.00240.00290.0034Vs，m3/s0.4610.4660.4700.4743.9.2 液沫夾帶線 以氣為限，求Ls-Vs關(guān)系如下： （1）式中： , 故將已知數(shù)

33、據(jù)代入式（1） （2）在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依式（2）算出對應(yīng)的值列于下表：依據(jù)表6中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線（圖3b）表6霧沫夾帶線數(shù)據(jù)Ls，m3/s0.00190.00240.00290.0034Vs，m3/s2.2742.2332.1942.1583.9.3 液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由公式得，并取E=1則:據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線（圖3c）3.9.4 液相負(fù)荷上限線以=4s作為液相在降液管中停留時(shí)間的下限，由公式得s故: 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線（圖3d）3.9.5液泛線令由；聯(lián)立得：忽略h，

34、將how與hS，hd與LS，hC與VS的關(guān)系代入上式，并整理得 將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得： 故，或 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表7表7液泛線數(shù)據(jù)Ls，m3/s0.00190.00240.00290.0034Vs，m3/s0.4000.3760.3510.325由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線（圖3e）根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖3所示。在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A（Ls，Vs），連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為霧沫夾帶控制，下限為漏液控制。由圖3查得：圖3 精餾段篩板的負(fù)荷性能圖故操作彈性為：第四章 附屬設(shè)備的選型及計(jì)算4.1

35、塔體總高度 板式塔的塔高如圖4所示，塔體總高度（不包括裙座）由下式?jīng)Q定： 式中 HD塔頂空間，m；HB塔底空間，m；HT塔板間距，m；HT開有人孔的塔板間距，m； HF進(jìn)料段高度，m； Np實(shí)際塔板數(shù)；S人孔數(shù)目（不包括塔頂空間和塔底空間的人孔）。4.2 塔頂空間HD 塔頂空間（見圖4），是指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距，通常取HD為（1.52.0）HT。若圖8-1 塔高示意圖需要安裝除沫器時(shí)，要根據(jù)除沫器的安裝要求確定塔頂空間。 4.3 人孔數(shù)目 人孔數(shù)目根據(jù)塔板安裝方便和物料的清洗程度而定。對于處理不需要經(jīng)常清洗的物料，可隔810塊塔板設(shè)

36、置一個(gè)人孔；對于易結(jié)垢、結(jié)焦的物系需經(jīng)常清洗，則每隔46塊塔板開一個(gè)人孔。人孔直徑通常為450mm，本設(shè)計(jì)選擇DN150mm人孔，其中人孔處塔板間距為600mm，人孔數(shù)一共2個(gè)，位置分別為：手孔1位于塔板78之間，手孔2位于塔板1516之間。 4.4 塔底空間HB 塔底空間指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值視具體情況而定：當(dāng)進(jìn)料有15分鐘緩沖時(shí)間的容量時(shí)，塔底產(chǎn)品的停留時(shí)間可取35分鐘，否則需有1015分鐘的儲量，以保證塔底料液不致流空。塔底產(chǎn)品量大時(shí)，塔底容量可取小些，停留時(shí)間可取35分鐘；對易結(jié)焦的物料，停留時(shí)間應(yīng)短些，一般取11.5分鐘。圖4 板式塔總體結(jié)構(gòu)簡圖圖5 冷凝器的型式 已知實(shí)際

37、板數(shù)N=22，板間距HT=0.3m由于液料比較清潔，無需經(jīng)常清洗，可每隔8塊板取一個(gè)人孔，則人孔數(shù)為S=22/ 8-1=1.75 ,取2個(gè)，開孔處兩板間距增加到HT=0.6m，進(jìn)料板間距增加到HT0.6m,塔兩端封頭各留1.5m, HD取1.2m,可以取塔高H=12m4.5 裙座的選型 為了制作的方便，裙座選用圓筒形裙座。 裙座與塔殼的連接采用對接接頭形式。排氣孔： 查表得出結(jié)構(gòu)尺寸為：76 mm ,數(shù)量為4個(gè). 排氣孔的中心線距離裙座頂端的尺寸為H=180mm第六章 設(shè)計(jì)過程的評述和討論 1.回流比的選擇回流是保證精餾塔連續(xù)穩(wěn)定操作的必要條件之一，且回流比是影響精餾操作費(fèi)用和投資費(fèi)用的重要因素?？傎M(fèi)用中最低所對應(yīng)的回流比即為適宜回流比。在精餾設(shè)計(jì)中，一般并不進(jìn)行詳細(xì)的經(jīng)濟(jì)衡算，而是根據(jù)經(jīng)驗(yàn)選取。通常，操作回流比可取最小回流比的1.12倍。我計(jì)算的回流比為1.522，我取的回流比R=1.2Rmin=1.826。2.塔高和塔徑影響塔板效率的因素有很多，概括起來有物性性質(zhì)塔板結(jié)構(gòu)及操作條件三個(gè)方面。物性性質(zhì)主要是指黏度密度表面張力擴(kuò)散系數(shù)及相對揮發(fā)度等。塔板的結(jié)構(gòu)主要包括塔板類型板間距堰高及開孔率等。操作條件是指溫度壓強(qiáng)氣體上升速度及氣液流量比等。影響塔板效率的因素多而復(fù)雜，很難找到各因素之間的定量關(guān)系。設(shè)計(jì)中所用的板效率數(shù)據(jù)，一般是從相近的生產(chǎn)裝置或