7萬噸年苯—甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計化工原理課程設(shè)計

1、目錄一、前言 .5二、設(shè)計方案二、設(shè)計方案2.1 處理量確定處理量確定.52.2 設(shè)計題目與進(jìn)程設(shè)計題目與進(jìn)程.52.3 概述概述.5 2.4 設(shè)計方案設(shè)計方案.5 2.4.1 塔設(shè)備的工業(yè)要求.5 2.4.2 工藝流程如下.6 2.4.3 流程的說明 .6三、精餾塔設(shè)計、精餾塔設(shè)計.6 3.1 工藝條件的確定工藝條件的確定.6 3.1.1 苯與甲苯的基礎(chǔ)數(shù)據(jù).6 3.1.2 溫度的條件.7 3.1.3 操作壓力選定.73.2 精餾塔物料恒算精餾塔物料恒算.7 3.2.1 摩爾分?jǐn)?shù).7 3.2.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾量.7 3.2.3 質(zhì)量物料恒算與負(fù)荷計算及其結(jié)果表.83.3

2、塔板數(shù)計算塔板數(shù)計算.8 3.3.1.理論塔板數(shù).8 3.3.2 做 x-y 曲線.8 3.3.3 求 rmin.8 3.3.4 求理論塔板數(shù).8 3.3.5 求平均塔效率 et.8 3.3.6 求實(shí)際塔板數(shù).83.4 有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 (以精餾段 r1 為例).9 3.4.1 平均壓力計算.9 3.4.2 平均摩爾質(zhì)量計算.9 3.4.3 平均密度計算.9 3.4.4 液體平均表面張力計算.9 3.3.2.5 液體的平均粘度.103.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計算精餾塔的塔體工藝尺寸計算.10 3.5.1 負(fù)荷計算.10 3.5.1.1 摩爾計算：.10 3.5.1.2 同

3、理得質(zhì)量計算：.10 3.5.1.3 不同回流比的負(fù)荷結(jié)果.10 3.5.1.4 vs 和 ls 計算.10 3.5.2 塔徑的計算.10 3.5.3 精餾塔有效高度的計算.11 3.5.4 塔頂、塔底空間.11 3.5.4.1 塔頂空間 hd .11 3.5.4.2 塔底空間 hb .11 3.5.5 塔壁厚計算.12 3.6.f1 型浮閥塔板設(shè)計型浮閥塔板設(shè)計 .12 3.6.1 溢流裝置.12 3.6.1.1.堰長 lw.12 3.6.1.2.出口堰高h(yuǎn)w.12 3.6.1.3 弓形降液管寬度 wd 和面積af：.12 3.6.1.4 降液管底隙高度2ho.12 3.6.2 塔板布置及浮

4、閥數(shù)目與排列.12 3.6.3 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算.13 3.6.3.1 氣相通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降.13 3.6.3.2 淹塔.14 3.6.3.3 霧沫夾帶.14 3.6.4 塔板的負(fù)荷性能.14 3.6.4.1 霧沫夾帶線.15 3.6.4.2 液泛線.15 3.6.4.3 液體負(fù)荷上限線.15 3.6.4.4 漏夜線.16 3.6.4.5 液相負(fù)荷下限線.16 3.7.操作彈性計算操作彈性計算.16四四.熱平衡確定熱換器熱平衡確定熱換器.16 4.1.塔頂全凝器塔頂全凝器.16 4.1.1 熱負(fù)荷 qc .16 4.1.2 傳熱面積 a.17 4.1.2.1 求平均溫度.17 4.1.2.

5、2 k 值選定.17 4.1.2.3 傳熱面積 a.17 4.1.3 循環(huán)水的用量計算.17 4.1.4 熱換器選用.17 4.2.塔底再沸器塔底再沸器.18 4.2.1 熱負(fù)荷 qb.18 4.2.2 傳熱面積 a.18 4.2.2.1 求平均溫度.18 4.2.2.2 傳熱面積 a 計算.184.2.3 過熱蒸汽的用量.184.2.4 再沸器的選用.184.3.原料預(yù)熱器原料預(yù)熱器 .19 4.3.1 求平均溫度.194.3.2 求比熱和傳熱的熱量.19 4.3.3 塔底產(chǎn)品預(yù)熱給的熱量.194.3.3 傳熱面積和過熱蒸汽的用量計算.194.3.4 預(yù)熱器選用.194.4 塔釜產(chǎn)品冷卻器塔

6、釜產(chǎn)品冷卻器.19五、經(jīng)濟(jì)估算五、經(jīng)濟(jì)估算.20 5.1 塔主要設(shè)備經(jīng)費(fèi)計算（塔主要設(shè)備經(jīng)費(fèi)計算（r1為例）為例）.20 5.1.1 塔壁面積計算.20 5.1.2 塔板面積計算.20 5.1.3 主要塔設(shè)備費(fèi)用計算.20 5.1.4 固定資產(chǎn)折舊費(fèi)用.20 5.25.2 主要操作費(fèi)計算（主要操作費(fèi)計算（1010 年）年） （r r1 1為例）為例）.20 5.2.1.清水用量費(fèi)用.20 5.2.2 過熱蒸汽的用量費(fèi)用.20 5.2.3 設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用的總費(fèi)用 p.21 5.2.4 銀行利息后的總成本 p總 .21 5.3 回流比的選擇回流比的選擇.21六、精餾塔附件六、精餾塔附件及其重量

7、計算及其重量計算.21 6.1.儲罐儲罐.21 6.2.精餾塔接管尺寸精餾塔接管尺寸.21 6.2.1 進(jìn)料管線管徑.21 6.3.泵的選用泵的選用.223 6.46.4 精餾塔重量計算精餾塔重量計算.22七七設(shè)計結(jié)果一覽表設(shè)計結(jié)果一覽表.23八八.個人總結(jié)及對本設(shè)計的評述個人總結(jié)及對本設(shè)計的評述.24九九.參考文獻(xiàn)參考文獻(xiàn).24十、附圖十、附圖.25-32一、前言一、前言化工原理課程設(shè)計是理論系實(shí)際的橋梁，是讓學(xué)生體察工程實(shí)際問題復(fù)雜性的初次嘗試。通過化工原理課程設(shè)計，要求我們能夠綜合運(yùn)用化工原理上下冊的基本知識，進(jìn)行融匯貫通的獨(dú)立思考，在規(guī)定的時間內(nèi)完成指定的設(shè)計任務(wù)，從而得到以化工單元操

8、作為主的化工設(shè)計的初步訓(xùn)練。通過課程設(shè)計，我們了解到工程設(shè)計的基本內(nèi)容，掌握典型單元操作設(shè)計的主要程序和方法，培養(yǎng)了分析和解決工程實(shí)際問題的能力。同時，通過課程設(shè)計，還可以使我們樹立正確的設(shè)計思想，培養(yǎng)實(shí)事求是、嚴(yán)肅認(rèn)真、高度負(fù)責(zé)的工作作風(fēng)。二、設(shè)計方案的確定二、設(shè)計方案的確定 2.1 處理量確定處理量確定依設(shè)計任務(wù)書可知，處理量為:8+0.1*27=10.7t/h , 10.7*300*24=7.704 萬噸/年 2.2 設(shè)計題目與設(shè)計進(jìn)程設(shè)計題目與設(shè)計進(jìn)程該次設(shè)計題目為：7.704 萬噸/年苯甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計。本次設(shè)計為一周，安排如下：進(jìn)程表找數(shù)據(jù)全部設(shè)計計算畫圖寫說明書周一、二周

9、三到周四周五剩余時間 2.3 概述概述 塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔大致可分為兩類：有降液管的塔板和無降液管的塔板。工業(yè)應(yīng)用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收和解吸等過程。其主要特點(diǎn)是在塔板的開孔上裝有可浮動的浮閥，氣流從浮閥周邊以穩(wěn)定的速度水平地進(jìn)入塔板上液層進(jìn)行兩相接觸。浮閥可根據(jù)氣體流量的大小而上下浮動，自行調(diào)節(jié)。浮閥塔的主要優(yōu)點(diǎn)是生產(chǎn)能力大，操作彈性較大，塔板效率高，氣體壓強(qiáng)降及液面落差較小，塔的造價低，塔板結(jié)構(gòu)較泡罩塔簡單.浮閥有盤式、條式等多種，國內(nèi)多

10、用盤式浮閥，此型又分為 f1 型（v1 型） 、v4 型、十字架型、和 a 型，其中 f1 型浮閥結(jié)構(gòu)較簡單、節(jié)省材料，制造方便，性能良好，故在化工及煉油生產(chǎn)中普遍應(yīng)用，已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)（jb111881） 。其閥孔直徑為 39mm，重閥質(zhì)量為 33g，輕閥為 25g。一般多采用重閥，因其操作穩(wěn)定性好。 2.42.4 設(shè)計方案設(shè)計方案42.4.12.4.1 塔設(shè)備的工業(yè)要求塔設(shè)備的工業(yè)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(shù)，節(jié)約能源和成本，少量的污染。精餾塔對塔設(shè)備的要求大致如下：一：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。二：效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保

11、持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。 三：流體阻力?。毫黧w通過塔設(shè)備時阻力降小，可以節(jié)省動力費(fèi)用，在減壓操作是時，易于達(dá)到所要求的真空度。 四：有一定的操作彈性：當(dāng)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。 五：結(jié)構(gòu)簡單，造價低，安裝檢修方便。 六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等.2.4.22.4.2 工藝流程如下工藝流程如下： 苯與甲苯混合液（原料儲罐）原料預(yù)熱器浮閥精餾塔（塔頂：全凝器分配器部分回流，部分進(jìn)入冷卻器產(chǎn)品儲罐）(塔釜：再沸器冷卻器產(chǎn)品進(jìn)入儲罐）2.4.3 流程的說明流程的說明 本方案主要是采用浮閥塔，苯和甲苯的原

12、料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時間之后，通過泵進(jìn)入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到 99.65 度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中?；旌衔镏屑扔袣庀嗷旌衔铮钟幸合嗷旌衔?，這時候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點(diǎn)，其中的液態(tài)部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時間然后進(jìn)入苯的儲罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進(jìn)入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點(diǎn)溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說的過程，而進(jìn)料口

13、不斷有新鮮原料的加入。最終，完成苯與甲苯的分離。 三、精餾塔工藝計算三、精餾塔工藝計算 3.1 工藝條件的確定工藝條件的確定 塔頂操作壓力為常壓，單板壓降為 0.7kpa 全塔效率為 52%，泡點(diǎn)進(jìn)料，泡點(diǎn)回流，回流比 r=1.5 rmin3.23.2 精餾塔物料恒算精餾塔物料恒算 表 3-2 苯與甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式相對分子量沸點(diǎn)/臨界溫度/臨界壓力/pa苯c6h678.1180.1288.56833.4甲苯c6h5-ch392.13110.6318.574107.7 3.2.13.2.1 摩爾分?jǐn)?shù)摩爾分?jǐn)?shù)依任務(wù)書，可算出：xf=(0.335/78.11)/(0.335/78.11+0.

14、665/92.13)=0.373;同理，xd=0.983，xw=0.024 3.2.23.2.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾量原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾量mf=xfma+(1-xf)mb=0.37378.11+（1-0.373）92.13=86.90 kg/kmol ， md=xdma+(1-xd)mb=0.983 78.11+(1-0.983) 92.13=78.35kg/kmol ，5mw=xwma+(1-xw)mb=0.024 78.11+(1-0.024) 92.13=91.79 kg/kmol 3.2.33.2.3 質(zhì)量物料恒算質(zhì)量物料恒算總物料衡算 d+w=10700

15、（1） 易揮發(fā)組分物料衡算 0.983d+0.024w=0.37310700 （2）聯(lián)立（1） 、 （2）解得：f=10700.0kg/h=2.97 kg/s=7.704 萬噸/年 ，f=10700.0/86.90=123.13 kmol/h=0.034kmol/sw=6806.0 kg/h= 1.89kg/s= 4.900 萬噸/年,w=6806.0/91.79=74.15 kmol/h=0.021kmol/sd=3894.0kg/h =1.08 kg/s =2.804 萬噸/年,d=3894.0/78.35=49.70 kmol/h=0.014kmol/s 表 3-8 物料恒算表物料kg/

16、hkg/s萬噸/年kmol/hkmol/sf10700.02.977.704123.130.034d3894.01.082.80449.700.014w6806.01.894.90074.150.0213.33.3 塔板數(shù)計算塔板數(shù)計算 表 3-1 相平衡數(shù)據(jù)溫度/80.1859095100105110.6p po oa a /kpa/kpa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0p po ob b /kpa/kpa40465463.374.386101.332.542.512.462.412.37x1.000.7800.5810.4120.2580.1300y

17、1.000.8970.7730.6330.4610.2690 3.3.13.3.1 求求 r rminmin泡點(diǎn)進(jìn)料，則進(jìn)料 q 線通過(xf,xf)=(0.373,0.373),作出 q 線與平衡線交一點(diǎn)(xq,yq)=(0.373,0.592)，故 rmin=(xd-yq)/(yq-xq)=(0.983-0.592)/(0.592-0.373)=1.79, 3.3.23.3.2 求理論塔板數(shù)求理論塔板數(shù)取 r1=1.5rmin=2.68， 故可求精餾段操作方程為： y=0.728x+0.267,提餾段操作方程為：y=1.628x-0.015 ，用圖解法求出理論塔板數(shù) nt=16(不包括再沸

18、器),進(jìn)料板為第 9 層3.3.33.3.3 求實(shí)際塔板數(shù)求實(shí)際塔板數(shù)平均塔效率平均塔效率 e et =0.52=0.52精餾段實(shí)際塔板數(shù) n精精=8/0.52=15.38=15 ; 提餾段實(shí)際塔板數(shù) n提=8/0.52=15全塔實(shí)際塔板數(shù) n=17-1/0.52=31實(shí)際加料板的位置為（8/0.52）+1=16 3.4.13.4.1 溫度的條件：溫度的條件： 依任務(wù)書，可算出：xf=(0.335/78.11)/(0.335/78.11+0.665/92.13)=0.373;同理，xd=0.983，xw=0.0246根據(jù)設(shè)計任務(wù)是的操作條件，塔頂常壓 101.325kpa，單板壓降為 0.7k

19、pa,由于全塔實(shí)際板數(shù)為 31，精餾段實(shí)際塔板數(shù)為 16，故塔底操作壓力為101.325-33*0.7=78.225kpa，一個大氣壓等于 760mm 汞柱：根據(jù)安托因方程ln p = a - b / (t +c) 和 x1*p1+x2*p2=p 表 3-3 antoine 常數(shù)值組分abc苯15.90082788.51-52.36甲苯16.01373096.52-53.67可算得：td=80.46,tw=116.46,tf=99.65 全塔平均溫度 tm=（80.46*116.46）1/2=96.80 3.4.23.4.2 平均壓力計算平均壓力計算 取每層壓降為，那么塔釜的壓力 p=101.

20、325+0.7*31=123.025kpaakpp7 . 0全塔的平均壓力位 pm=(101.325+123.025)/2=112.175kpa 3.4.33.4.3 平均摩爾質(zhì)量計算平均摩爾質(zhì)量計算根據(jù)安托因方程ln p = a - b / (t +c)塔頂 p(a)=768.419;p(b)=295.865;則 a=p(a)/p(b)=2.60由 xd=y1=0.983 ，y=ax/(1+(a-1)x) 得： x1=0.957塔頂氣相平均摩爾分子量 mvmd=y1ma+(1-y1)mb=0.983*78.11+0.017*92.13=78.35kg/kmol塔頂液相平均摩爾分子量 mlmd

21、=x1ma+(1-x1)mb=0.957*78.11+0.043*92.13=78.71kg/kmol 同理可得 xw=0.024 , yw=0.054塔釜?dú)庀嗥骄柗肿恿?mvmw=ywma+(1-yw)mb=0.054*78.11+0.946*92.13=91.37kg/kmol塔釜液相平均摩爾分子量 mlmw=xwma+(1-xw)mb=0.024*78.11+0.976*92.13=91.79kg/kmol全塔氣相平均摩爾分子量kg/kmol86.842/ )37.9135.78(2/ )mm(vmwvmdvmm全塔液相平均摩爾分子量 kg/kmol25.852/ )mm(lmwlm

22、dlmm 3.4.43.4.4 平均密度計算平均密度計算 a.a.氣相平均密度氣相平均密度 =pm*mm/rtm=112.175*84.86/(8.314*(96.80+273.15)=3.095kg/m3vm 表 3-4 苯與甲苯的液相密度溫度/8090100110120)/(3,mkgl 苯810800.2792.5780.3768.97)/(3,mkgl 甲苯815803.9790.3780.3770.9 b.b.液相的平均密度液相的平均密度：塔頂平均密度 由 td =80.46,查表得 a=809.6kg/m3,b=814.5kg/m3 ldm=1/(0.98/809.6+0.02/8

23、14.5)=809.7kg/m3 塔釜平均密度 tf=116.46 a=773.1kg/m3 ，b=774.2kg/m3 lfm =1/(0.02/773.1+0.98/774.2)=774.2kg/m3 全塔液相平均密度為 lm=（ldm+lfm）/2=791.95 kg/m3 3.4.53.4.5 液體平均表面張力計算液體平均表面張力計算 表 3-5 液體的表面張力溫度/8090100110120）（苯mmn /21.2720.0618.8517.6616.49）（甲苯mmn /21.6920.5919.9418.4117.31 由塔頂溫度 t=80.46 時,查苯-甲苯表面張力于下表：表

24、 3-10 塔頂苯-甲苯表面張力組分苯(a)甲苯(b)表面張力/mn m21.2121.64塔頂表面張力：塔頂表面張力：m，頂=0.98321.21+(1-0.983)21.64=21.22mn/m由塔釜溫度 t=116.46 時,查苯-甲苯表面張力于表 3-8表 3-11 進(jìn)料苯-甲苯表面張力組分苯(a)甲苯(b)表面張力/mn m16.9017.70 塔釜的表面張力塔釜的表面張力 ：m，進(jìn)=0.02416.90+(1-0.024)17.70=17.68mn/m則全塔平均表面張力為：則全塔平均表面張力為：m，精=（m，頂+m，進(jìn)）/2=19.45 mn/m3.4.63.4.6 液體的平均粘度

25、液體的平均粘度表 3-6 液體的黏度溫度/80901001101208）苯（smpla.,0.3080.2790.2550.2330.215）甲苯（smpla.,0.3110.2860.2640.2540.228由塔頂溫度 t=80.46 時，查表得 a=0.307mpa.s ,b=0.310mpas l 頂=0.9830.307+(1-0.983)0.310=0.309mpas由塔釜溫度 t=116.46 時,查表得：a=0.221mpa.s ,b=0.237mpas l 進(jìn) =0.0240.221+(1-0.024)0.237=0.237mpas精餾段液相平均粘度 l(精) =（l 頂+l

26、 進(jìn) ）/2=0.273 mpas 3.53.5 負(fù)荷計算負(fù)荷計算 3.5.13.5.1 摩爾計算：摩爾計算：l=rd=2.68*49.70=133.2kmol/h=0.037kmol/s,v=(r+1)d=3.68*49.7=182.90kmol/h=0.051kmol/sl=l+qf=133.20+1*123.13=256.33kmol/h=0.071kmol/sv=v=0.051kmol/s 3.5.3.5. 2 2 同理得質(zhì)量計算：同理得質(zhì)量計算：l=10435.92kg/h=2.9kg/s , v=14329.93kg/h=3.98kg/sl=21135.92kg/h=5.87kg/

27、s , v=14329.92kg/h=3.98kg/s 3.5.33.5.3 vsvs 和和 lsls 計算計算 vs=v*mvm/(3600*)=182.90*84.86/(3600*3.095)vm=1.393m3/sls=l*mlm/(3600*)=133.20*85.25/(3600*791.95)=0.00398m3/slm3.63.6 物料衡算物料衡算看課本看課本 152152153153 頁頁表 3.7 液體的汽化熱溫度/8090100110120苯苯/(kj/kg)384.1386.9379.3371.5363.2甲苯/(kj/kg)379.9373.8367.6361.235

28、4.63.73.7 精餾塔的塔體工藝尺寸計算精餾塔的塔體工藝尺寸計算 3.7.13.7.1 塔徑的計算塔徑的計算查塔間距與塔徑關(guān)系表，初選 ht=0.45m ,取板上液層高度 hl=0.07m 那么 ht-hl=0.38m0457. 0)3600*393. 1/(3600*00398. 0*)095. 3/95.791(/)/(2/12/1hhvlvl查史密斯關(guān)聯(lián)圖得，c20=0.0845，0840. 0)20/45.19(*0845. 0)20/(2 . 02 . 020lccsmcuvvl/341. 1)095. 3/ )095. 395.791(*0840. 0)/ )(2/12/1ma

29、x9取安全系數(shù)為 0.8，那么 u=0.8umax=0.8*1.341=1.073m/s塔徑 d 為：muvsd286. 1)073. 114. 3393. 1*4()/4(按標(biāo)準(zhǔn)圓整后取 d=1.4m 塔截面積222539. 14/4 . 1*14. 34/mdat實(shí)際空塔氣速：smavsut/905. 0539. 1/393. 1/ 3.7.23.7.2 塔頂、塔底空間塔頂、塔底空間3.7.2.13.7.2.1 塔頂空間塔頂空間 h hd d 取塔頂 hd=1.4m3.7.2.23.7.2.2 進(jìn)料段高度進(jìn)料段高度 h hf f 取進(jìn)料段 hf=1.43.7.2.33.7.2.3 塔底空間

30、塔底空間 h hb b假定塔底空間依儲存液量停留 5 分鐘，那么塔底液高h(yuǎn)=v/a=ls*5*60/1.539=0.00398*300/1.539=0.78 m 取塔底液面距最下面一層板留 1.22 米，故塔底空間 hb=0.78+1.22=2m 3.7.33.7.3 精餾塔有效高度的計算精餾塔有效高度的計算每個 8 塊板設(shè)一個人孔，則人孔數(shù)目：s=（31/8）-1=3 個，即第 8 層、進(jìn)料板、第 24 層分別安裝人孔。取人孔直徑為 0.55m，人孔兩板間距 ht1為 0.6m. 故精餾塔的總有效高度為： z=hb+hf+hd+（n-2-s）ht+s*ht1=2+1.4+1.4+(31-2-

31、2)*0.45+0.6*2=18.15m3.83.8 f1f1 型浮閥塔板設(shè)計型浮閥塔板設(shè)計 3.8.13.8.1 溢流裝置溢流裝置 選用單溢流方形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰，各項(xiàng)計算如下： 3.8.1.1.3.8.1.1.堰長堰長 l lw w:取堰長 lww=0.66d=0.66*1.4=0.924m 3.8.1.2.3.8.1.2.出口堰高出口堰高 h hw w: :hw=hl-how , ，近似取232.84()1000howwlhele=1，lh=ls*3600=0.00398*3600=14.33m3/s故 how=0.018m ,取板上清液層高度 hl為 0.08m ， 則 hw=hl-

32、how =0.08-0.018=0.062m 3.8.1.33.8.1.3 弓形降液管寬度弓形降液管寬度 w wd d和面積和面積 a af f：由lw/d=0.924/1.4=0.66,查弓形降液管的寬度和面積圖可得，af/at=0.0721，wd/d=0.124故af=0.0721*1.539=0.111m2 ,wd=0.124*1.4=0.174m驗(yàn)算液體在降液管中的停留時間： slhahtf55.12)00398. 0*3600/(45. 0*111. 0*3600/*3600s5 故降液管尺寸可用。 3.8.1.43.8.1.4 降液管底隙高度 ho 可取降液管底隙處液體流速取 uo

33、=0.18m/s00swlhl u10 則 ho=0.00398/(0.66*0.18) =0.0335m 合理wohh 3.8.23.8.2 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列（看課本塔板布置及浮閥數(shù)目與排列（看課本 144144 頁）頁）選用 f1 型重閥，閥孔直徑 d0=39mm，底邊孔中心距 t=75mm取閥孔動能因子 f0=10 ，孔速smfuv/68. 5095. 3/10/00每一層塔板上的浮閥數(shù) n：205)68. 5*039. 0*4/14. 3/(393. 1)*4/(2020udvns取邊緣區(qū)域?qū)挾?wc=0.06m ws=0.07m塔板上的鼓泡面積2222arcsin180axa

34、x rxrrr=d/2-wc=1.4/2-0.06=0.640m x=d/2-(wd+ws)=0.7-(0.174+0.07)=0.456m把數(shù)據(jù)代入得 aa=1.005浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距 t=75mm=0.075m則估算排間距mmmtnaat4 .650654. 0)075. 0*205/(005. 1)*/(考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊版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 65.4mm，而應(yīng)小于此值。故取 t=65mm=0.065m ，按 t=75mm，t=65mm，以等腰三角形叉排方式作圖，或者查標(biāo)準(zhǔn)可得閥數(shù) 180

35、個.按 n=180 重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)。smnvsu/482. 6)180039. 0414. 3/(393. 1)039. 04/(220閥孔動能因數(shù) f0 變化不大，40.11095. 3*446. 6095. 300 uf仍在 912 范圍內(nèi)。 塔板開孔率=u/u0=0.905/6.482=13.96%同理，得出其他回流比總結(jié)果如下表：表 3-18 塔板參數(shù)表ru0/(m/s)初算浮閥數(shù) naa/m2r/mx/m初算t/mm最后t/mm最后確定n最后u0/m/sf0開孔率/%r15.682051.0050.6400.45665.4651806.48211.4013.96 3.8.

36、33.8.3 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算塔板流體力學(xué)驗(yàn)算 3.8.3.13.8.3.1 氣相通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降氣相通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降：pcihhhha.干板阻力干板阻力: : 因?yàn)?uouocsmuvc/65. 5095. 3/1 .73/1 .73825. 1825. 10液柱mguhlvc045. 0)81. 9*95.791*2/(482. 6*095. 3*34. 5)*2/(*34. 5220b.b.板上充氣液層阻力板上充氣液層阻力: :由液相為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)0=0.5 hi=0hl =0.5*0.08=0.040m 液柱c.c.液體表面張力所造成的阻力液體表面張力所造成的阻力：

37、h11此阻力很小，可以忽略不計。因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)?hp=hc+h1=0.045+0.040=0.085m 液柱.則單板壓降700pa 故設(shè)計合理。paghlp37.66081. 9*95.791*085. 0 3.8.3.23.8.3.2 淹塔淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，hd(ht+hw) 其中 hd=hp+hl+hda.依前面可知，hp=0.085 m 液柱b.液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰，故，mhllhowsd00253. 0)0335. 0924. 000398. 0(153. 0)/(153. 022c.板上液層高度，前

38、已選定 hl=0.08m 則 hd=0.085+0.08+0.00253=0.1675m取 =0.5 又已選定 ht=0.45m，hw=0.062m，則 (ht+hw)=0.5（0.45+0.062）=0.2560m可見hd(ht+hw),符合防止淹塔的要求. 3.8.3.33.8.3.3 霧沫夾帶霧沫夾帶泛點(diǎn)率-a 式001.36100vmssllmvmfbvl zkc a精精精板上液體流經(jīng)長度zl=d-2wd=1.4-2*0.174=1.052m板上液體面積ab=at-2af=1.539-2*0.111=1.317m2苯和甲苯按正常系統(tǒng)取物性系數(shù) k=1.0，由泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖查得cf=0.

39、125泛點(diǎn)率=%5 .56%100)317. 1125. 01/()052. 100398. 036. 1095. 395.791095. 3393. 1 (又算泛點(diǎn)率=%1 .58)539. 1125. 0178. 0(095. 395.791095. 3393. 1%100)78. 0(393. 1tfvlvakc依倆式算出泛點(diǎn)率均在 80以下，故知霧沫夾帶量能滿足 ev0.1 kg 液/kg 氣的要求12 3.8.43.8.4 塔板的負(fù)荷性能圖塔板的負(fù)荷性能圖 以 r1為例. 3.8.4.13.8.4.1 霧沫夾帶線霧沫夾帶線依據(jù)泛點(diǎn)率,001.36100vmssllmvmfbvl zk

40、c a精精精按泛點(diǎn)率=80%，代人數(shù)據(jù)化簡整理得：%0 .80%100)317. 1125. 01/()052. 1ls36. 1095. 395.791095. 3vs(0.380vs+8.691ls=0.8,任意取兩點(diǎn)坐標(biāo)如下：（0.002,2.06） ， （0.010，1.88）作出霧沫夾帶線(1)如附圖中 vsls圖所示。 3.8.4.23.8.4.2 液泛線液泛線(ht+hw)= pldcildhhhhhhhh由此式確定液泛線，忽略 h項(xiàng)。即：3/20202)3600(100084. 2)1 ()(153. 034. 5)(0wswwslvwtllehhllguhh因 ht,hw、h

41、o、lw、，把有關(guān)數(shù)據(jù)代人ndvuslv4/2000均為定值，且及、整理得液泛線： 0163. 005. 168.159004949. 03/222sllvss任意取四點(diǎn)坐標(biāo)如下：（0.001，,5.55）,(0.005,5.09),(0.010,4.46),和（0.012，4.14）在 vs-ls 圖中作出液泛線（2） ， 3.8.4.33.8.4.3 液體負(fù)荷上限線液體負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時間不低于 3-5s，液體在降液管內(nèi)停留時間.=35s ，則3600ftha hlsmhalstf/010. 05/45. 0111. 05/)(3max液相負(fù)荷上限線（3）在 v

42、sls 圖中為與氣相流量無關(guān)的垂線。 3.8.4.43.8.4.4 漏夜線漏夜線對于 f1 型重閥，依據(jù) 計算，則005vfuvu/50又知0204/nudvs則smndvvs/611. 0095. 35180039. 0414. 3543220min作氣相負(fù)荷下限線（4）13 3.8.4.53.8.4.5 液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷下限線取堰上液層上高度 how=0.006m 作為液相負(fù)荷下限條件，即=0.006m232.84()1000howwlhel從而計算出下限值，取 e=1.00則，smllws/0008. 03600924. 0)184. 21000006. 0(3600)184. 2

43、1000006. 0(32/32/3min依此作出液相負(fù)荷下限線(5)，該線為氣相流出無關(guān)的豎直線。 3.93.9 . .操作彈性計算操作彈性計算依附圖中的 r1 vs-ls 圖可知，由 ，得smls/010. 03maxsmvs/9 . 13max因 故 操作彈性=vsmax/vsmin=1.9/0.611=3.11smvs/611. 03min四四. .熱平衡確定熱換器熱平衡確定熱換器 4.1.4.1.塔頂全凝器塔頂全凝器 4.1.14.1.1 熱負(fù)荷熱負(fù)荷 q qc c 看課本看課本 159159 頁頁 4.2.4.2.塔底再沸器塔底再沸器 4.2.14.2.1 熱負(fù)荷熱負(fù)荷 q qb b 看課本看課本 159159 頁頁七設(shè)計結(jié)果一覽表七設(shè)計結(jié)果一覽表計算結(jié)果