化工原理課程設計苯甲苯精餾塔的設計

1、設計題目 學生姓名 指導老師 學 院 專業(yè)班級 完成時間大慶師范學院化工原理課程設計說明書苯-甲苯精餾塔的設計 化學化工學院化工2班2010年7月6日大慶師范學院本科學生化工原理課程設計任務書設計題目 苯-甲苯精餾塔的設計系（院）、專業(yè)、年級 化學化工學院 化學工程與工藝 07化工二班學生姓名 學號 200701030639指導教師姓名 下發(fā)日期2010年6月21日任務起止日期：2010年6月21日 至 2010年 7月 2 日設計條件：1、處理量：25000 （噸/年）2、料液濃度（wt%）： 453、產品濃度（wt%）： 964、 易揮發(fā)組分回收率：985、 每年實際生產時間（小時 /年）

2、:72006、回流比：2.0操作條件：1、塔頂壓強：6Kpa （表壓）2、進料熱狀況：泡點進料、飽和蒸汽進料3、單板壓降不大于0.7Kpa4、廠址：大慶地區(qū)設計任務：完成精餾塔的工藝設計，有關附屬設備的設計和選型，繪制塔板負荷性能圖、精餾塔系 統(tǒng)工藝流程圖，編寫設計說明書。任務下達人（簽字）教研室主任：年月日任務接受人（簽字）化工原理課程設計成績評定表評定基元評審要素評審內涵滿分指導教師實評分評閱教師實評分設計說明書40%格式規(guī)范設計說明書是否符 合規(guī)定的格式要求5內容完整設計說明書是否包 含所有規(guī)定的內容5設計方案方案是否合理及符 合選定題目的要求10工藝計算 過 程工藝計算過程是否 正確、

3、完整和規(guī)范20設計圖紙40%圖紙規(guī)范圖紙是否符合規(guī)范5標注清晰標注是否清晰明了5與設計吻合圖紙是否與設計計 算的結果完全一致10圖紙質量設計圖紙的整體質 量的全面評價20平時成績10%上課出勤上課出勤考核5制圖出勤制圖出勤考核5答辯成績10%內容表述答辯表述是否清楚5回答問題回答冋題是否正確5合計100綜合成績成績等級指導教師評閱教師答辯小組負責人(簽名)(簽名)(簽名)年 月曰年 月曰年 月曰說明:評定成績分為優(yōu)秀(90-100),良好(80-89),中等(70-79),及格(60-69)和不及格(<60)。目錄第一節(jié) 設計概述 11.1 精餾操作對塔設備的要求 11.2 板式塔類型

4、11.2.1 篩板塔 11.2.2 浮閥塔 11.3 精餾塔的設計步驟 2第二節(jié) 設計方案的確定 32.1 操作條件的確定 32.1.1 操作壓力 32.1.2 進料狀態(tài) 32.1.3加熱方式 32.1.4 冷卻劑與出口溫度 32.1.5熱能的利用 32.2 確定設計方案的原則 42.2.1 滿足工藝和操作的要求 42.2.2 滿足經濟上的要求 42.2.3 保證安全生產 4第三節(jié) 精餾塔的物料衡算 53.1 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率 53.2 原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量 53.3 物料衡算 5第四節(jié) 塔板數的確定 74.1 理論版層數 NT 的求取 74.2 實際板層數的求

5、取 8第五節(jié) 塔的工藝條件及物性數據計算 95.1 操作壓力的計算 95.2 操作溫度計算 95.3 平均摩爾質量計算 105.4 平均密度計算 115.4.1 精餾段氣、液相平均密度計算 115.4.2 提餾段氣、液相平均密度計算 125.5 液體平均表面張力計算 125.6 液體平均粘度計算 13第六節(jié) 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 166.1 塔徑的計算 166.2 精餾塔有效高度的計算 17第七節(jié) 塔板主要工藝尺寸的計算 197.1 溢流裝置計算 197.1.1 堰長 lW 197.1.2 溢流堰高度 hW 197.1.3 弓形降液管寬度 Wd 和截面積 A f 207.1.4 降液管底隙

6、高度 h0 207.2 塔板布置 217.2.1 塔板的分塊 217.2.2 邊緣區(qū)寬度確定 217.2.3 開孔區(qū)面積計算 217.2.4 篩孔計算及其排列 22第八節(jié) 篩板流體力學驗算 238.1 塔板壓降 248.1.1干板阻力hc計算248.1.2氣體通過液層的阻力hl計算248.1.3液體表面張力的阻力h計算258.2 液面落差 258.3 液沫夾帶 258.4 漏液 268.5 液泛 27第九節(jié) 塔板負荷性能圖 289.1 漏液線 289.2 液沫夾帶線 299.3 液相負荷下限線 319.4 液相負荷上限線 319.5 液泛線 32設計結果一覽表 36參考文獻 38設計評述及后記

7、 39第一節(jié) 設計概述1.1 精餾操作對塔設備的要求精餾所進行的是氣 （汽 ）、液兩相之間的傳質，而作為氣 （汽）、液兩相傳質所 用的塔設備，首先必須要能使氣 （汽）、液兩相得到充分的接觸，以達到較高的傳 質效率。但是，為了滿足工業(yè)生產和需要，塔設備還得具備下列各種基本要求：（1）氣（汽）、液處理量大，即生產能力大時，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或 液泛等破壞操作的現象1.2 板式塔類型氣液傳質設備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式 塔，也可采用填料塔。板式塔為逐級接觸型氣液傳質設備， 其種類繁多， 根據塔板上氣液接觸 元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、

8、舌形塔、浮動舌 形塔和浮動噴射塔等多種。1.2.1 篩板塔篩板塔也是傳質過程常用的塔設備，它的主要優(yōu)點有：（1）結構比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的 60，為浮閥塔的 80左右。 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加 1015%。（3）塔板效率高，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。篩板塔的缺點是：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）。3）小孔篩板容易堵塞。1.2.2 浮閥塔浮閥塔是在泡罩塔的基礎上發(fā)展起來的， 它主要的改進是取消了升氣管和泡 罩，在塔板開孔上設有浮動的浮閥，浮閥可根據氣體流量上下浮動，自行

9、調節(jié)， 使氣縫速度穩(wěn)定在某一數值。浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用， 是因為它具有下列特點： 浮閥塔板的優(yōu)點 是結構簡單、造價低，生產能力大，操作彈性大，塔板效率較高。其缺點是處理 易結焦、高粘度的物料時， 閥片易與塔板粘結； 在操作過程中有時會發(fā)生閥片脫 落或卡死等現象，使塔板效率和操作彈性下降。1.3 精餾塔的設計步驟本設計按以下幾個階段進行：(1) 設計方案確定和說明。根據給定任務，對精餾裝置的流程、操作條件、 主要設備型式及其材質的選取等進行論述。(2) 蒸餾塔的工藝計算，確定塔高和塔徑。(3) 塔板設計：計算塔板各主要工藝尺寸，進行流體力學校核計算。接管尺 寸、泵等，并畫出塔的操作性能圖

10、。(4) 管路及附屬設備的計算與選型，如再沸器、冷凝器。(5) 抄寫說明書。(6) 繪制精餾裝置工藝流程圖和精餾塔的設備圖。第二節(jié) 設計方案的確定2.1 操作條件的確定確定設計方案是指確定整個精餾裝置的流程、 各種設備的結構型式和某些操 作指標。例如組分的分離順序、塔設備的型式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸 汽的冷凝方式、 余熱利用方案以及安全、 調節(jié)機構和測量控制儀表的設置等。 下 面結合課程設計的需要，對某些問題作些闡述。2.1.1 操作壓力蒸餾操作通常可在常壓、 加壓和減壓下進行。 確定操作壓力時， 必須根據所 處理物料的性質，兼顧技術上的可行性和經濟上的合理性進行考慮。2.1.2 進料

11、狀態(tài)進料狀態(tài)與塔板數、 塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯(lián)系。 在實際的 生產中進料狀態(tài)有多種， 但一般都將料液預熱到泡點或接近泡點才送入塔中， 這 主要是由于此時塔的操作比較容易控制， 不致受季節(jié)氣溫的影響。 此外，在泡點 進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設計和制造上提供了方便。2.1.3 加熱方式蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱， 設置再沸器。 有時也可采用直接 蒸汽加熱。若塔底產物近于純水，而且在濃度稀薄時溶液的相對揮發(fā)度較大（如酒精與水的混合液 ）2.1.4 冷卻劑與出口溫度冷卻劑的選擇由塔頂蒸汽溫度決定。 如果塔頂蒸汽溫度低， 可選用冷凍鹽水 或深井水作冷卻劑。如果能用常溫

12、水作冷卻劑，是最經濟的。2.1.5 熱能的利用精餾過程是組分反復汽化和反復冷凝的過程， 耗能較多，如何節(jié)約和合理地 利用精餾過程本身的熱能是十分重要的。2.2 確定設計方案的原則確定設計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學技術上的最新成 就，使生產達到技術上最先進、經濟上最合理的要求，符合優(yōu)質、高產、安全、 低消耗的原則。2.2.1 滿足工藝和操作的要求所設計出來的流程和設備， 首先必須保證產品達到任務規(guī)定的要求， 而且質 量要穩(wěn)定， 這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定， 入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定， 從而 需要采取相應的措施。2.2.2 滿足經濟上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗， 減少設備及基建

13、費用。 如前所述在蒸餾過程中如 能適當地利用塔頂、 塔底的廢熱， 就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水， 也能減少電能 消耗。2.2.3 保證安全生產例如酒精屬易燃物料， 不能讓其蒸汽彌漫車間， 也不能使用容易發(fā)生火花的 設備。又如， 塔是指定在常壓下操作的， 塔內壓力過大或塔驟冷而產生真空， 都 會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。第三節(jié)精餾塔的物料衡算3.1原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率苯的摩爾質量MA=78.11kg/kmol甲苯的摩爾質量M B=92.13kg/kmol(3-1)0-45 78-11 =0.4910.45 78.110.55 92.13XD =0.97 78.110.97 78.

14、110.03 92.13=0.974根據物料衡算F=D+WFxf=Dxd+WxwD XdFXf100%(3-3)與(3-4)兩方程兩邊各除以F得D W1 =F FDWXF=XdXwF F(3-2)(3-3)(3-4)(3-5)(3-6)(3-7)解得 Xw =0.0193.2原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量Mf=0.491 78.11+(1-0.491)92.13=85.25 kg/kmolMd=0.967 78.11+(1-0.967)92.13=78.47kg/kmolMw=0.019 78.11+(1-0.019) 92.13=91.86 kg/kmol3.3物料衡算原料處理量F=3

15、15 10=57.02kmol/h7200 85.25根據(3-3)(3-4)式有 57.02=D+W57.02 0.491=D 0.97+W 0.01(3-8)(3-9)3-8）（3-9）聯(lián)立解得 D=28.17kmol/hW=28.85kmol/h第四節(jié)塔板數的確定4.1理論版層數山的求取苯一甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數。1）由手冊查的苯一甲苯物系的氣液平衡數據，繪出Xy圖表4-1苯-甲苯物系的氣液平衡數據X8.820.030.039.748.959.270.080.390.395.0100y21.237.050.061.871.078.985.391.495.797.9100

16、2）求最小回流比及操作回流比采用解析法求最小回流比。由于是泡點進料，所以q=1,根據本-甲苯的溫度-飽和蒸汽壓數據求的平均相對揮發(fā)度xF =0.491xD =0.971故最小回流比為XDRmin =yqXq = 0.966 xq 0.7010.7010.491=1.262取操作回流比為R=2Rmin=2 1.262=2.5243) 求精餾塔的氣、液相負荷L=RD=2.524 20.289=51.206kmol/hV=(R+1)D=(2.524+1) 20.289 =71.5kmol/hL'=L+F=51.206+40.732=91.938 kmol/hV '=V =71.5km

17、ol/h4）求操作線方程精餾段操作線方程為Xd = 2.524R 12.524 12.524 1=0.716x+0.28'L'y = xV'W91.938Xw=xV' 71.5提餾段操作線方程為20430.02=1.286x'0.00671.55）圖解法求理論板層數采用圖解法求理論板層數，如圖4-1所示。求解結果為總理論板層數 Nt=11（包括再沸塔）進料板位置Nf=64.2實際板層數的求取精餾段實際板層數N精=5/0.52 =9.8 10提餾段實際板層數N提=7/0.52=11.53 12第五節(jié)塔的工藝條件及物性數據計算5.1操作壓力的計算塔頂操作壓力

18、PD =101.3+6=107.3 kPa每層塔板壓降P=0.7 kPa進料板壓力FF =107.3+0.7 10=114.3 kPa精餾段平均壓力Pm =(107.3+114.3)/2=110.8 kPa塔底操作壓力Pw =114.3+0.7 12=124.1 kPa 122.7提餾段平均壓力Pm =(114.3+122.7)/2=118.5 kPa全塔平均壓力Pm=( 107.3+114.3+122.7)/3=114.767kPa5.2操作溫度計算依據操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度， 其中苯、甲苯的飽 和蒸汽壓由安托因方程計算。ln PA：=A 旦=6.9419T+C2769

19、.4282.67273.15 53.26即 P =109.548 kPaln PB、= A'BT+C=7.05803076.6582.67273.15 54.65即 PB： =42.525 kPaXa =P - PB'Pc-Pb；當 P = Pd =107.3 kPa 時,Xa =107.3 42.525109.54845.525=0.966= xD假設溫度成立表5-1苯、甲苯的安托因常數物質常數溫度范圍/KABCTminTmax苯6.94192769.42-53.26300400甲苯7.05803076.65-54.65330430假設 tD=82.67C即塔頂溫度tD=82

20、.67°C同理假設進料板溫度tF=96.55°Cb2769 42“In Pc =A =6.9419 : 即 Pa =163.67 kPaT+C96.55 273.15 53.26B3076.65ln FB = A =7.0580 即 PB=66.697 kPaT+C96.55273.1554.65當 P =片=114.3 kPa時，xA= 114.3 66.697 =0.49仁 xF假設溫度成立163.6766.697即進料板溫度tF =96.55C精餾段平均溫度tm =(82.67+96.55)/2=89.61 C塔底溫度tw=112.9C提餾段平均溫度 tm'=

21、 (96.55+112.9) /2=104.725C全塔平均溫度 tm =(82.67+96.55+112.9 /3=97.373C5.3平均摩爾質量計算塔頂平均摩爾質量計算由XD=y1=0.966查平衡曲線得X1=0.916MVDm =0.966 78.11+(1 0.966)92.13=78.586 kg/kmolMLDm =0.916 78.11+(1 0.916)92.13=79.288kg/kmol進料板平均摩爾質量計算由圖解理論板，得yF =0.628查平衡曲線，得Xf =0.41M VFm =0.628 78.11+(1 0.628)92.13=83.325kg/kmolM LF

22、m =0.4178.11+(1 0.41)92.13=86.382kg/kmol精餾段平均摩爾質量MVm= (78.71+84.73) /2=81.72 kg /kmolM Lm = (78.85+87.74) /2=83.80 kg / kmol塔底平均摩爾質量計算查平衡曲線，得X12 =0.02 y12=0.059M VFm =0.059 78.11+(1 0.059) 92.13=91.30永g/kmolM LWm =0.02 78.11+(1 0.02) 92.13=91.85kg / kmol提餾段平均摩爾質量M Vm =(83.325+91.302)/2=87.314 kg / k

23、molM Lm =(86.382+91.85)/2=89.116 kg / kmol物質的特性80 C90 C100C110C120 C苯的密度（kg/m3）814805791778763甲苯的密度（kg/m3）809801791780768苯的粘度（mPa s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯的粘度（mPa s）0.3110.2860.2640.2540.228苯的表面張力（mN/m ）21.220.018.817.516.2甲苯的表面張力（mN/m ）21.720.619.518.417.3表5-2苯、甲苯的物性數據5.4平均密度計算5.4.1精餾段氣、液相平均密度計

24、算1）氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即VmPmM VmRTm1108 80.9563= 8.314 (8961 27315>=2.974kg/m2）液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即1/ Lm = a" i 塔頂液相平均密度的計算 由tD =82.67C,查手冊得a =812.764 kg/m3B=807.292kg/m3(5-1)LDm1= 0.96 812.7640.04 807.2923=812.348kg/m3進料板液相平均密度的計算由tF =96.55C,查手冊得3a =812.649kg/m3B =793.49 kg/m3進料板液相的質量分率=0.

25、3710.41 78.110.41 78.11 0.59 92.13LFm=1= 0.371 812.6490.629 793.49=800.512 kg/m3精餾段液相平均密度為Lm= (812.384+800.512) /2=806.448kg/m35.4.2提餾段氣、液相平均密度計算1)氣相平均密度計算VmPm M VmRTm118.5 91.3028.314 (104.725273.15)=3.22 kg/m32)液相平均密度計算 塔底液相平均密度計算由 tw=112.9C,查得a =773.65 kg/m3b =776.52 kg/m3塔底液相的質量分率0.02 78.11A =0.

26、02 78.110.98 92.130.017LWm10.017 773.65 0.983 776.523776.398 kg/m3提餾段液相平均密度為Lm =(776.398+800.512)/2=788.455 kg/m?5.5液體平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即Lm = xi i塔頂液相平均表面張力的計算由tD =82.67C,查手冊得A=20.912mN/mB =21.412mN/m(5-2)LDm =0.966 20.912+(1 0.966)21.412=20.928mN/m進料板液相平均表面張力的計算由tF 96.55C,查手冊得A =19.219mN/mB=19

27、. 884 mN/mLFm 0.41 19.219+(1-0.41) 19.884=19.611 mN/m 精餾段液相平均表面張力為Lm=(20.928+19.611)/2=20.27 mN/m 塔底液相平均表面張力的計算由tw112.9C查得A =17.123 mN/mB =18.081 mN/mLMw 0.02 17.123+0.98 18.081=18.062 mN/m 提餾段液相平均表面張力為Lm =(19.611+18.062)/2=18.837 mN/m5.6 液體平均粘度計算液相平均粘度依下式計算，即lg Lmxi lg i(5-3) 塔頂液相平均粘度的計算由tD =82.67C

28、,查手冊得A =0.300mPa s B =0.304mPa slg LDm =0.966lg(0.300) +0.034lg(0.304)解出 LDm =0.300mPa s 進料板液相平均粘度的計算由tF =96.55C,查手冊得A =0.263mPa s B=0.272mPa slg LFm =0.4lg (0.263) +(10.41)lg(0.272)解出 LFm =0.268mPa s精餾段液相平均表面張力為Lm =(0.300+0.268)/2=0.284mPa s 塔底液相平均粘度的計算由 tw=112.9C,查得a =0.228mPa sb =0.246mPa sIg Lwm

29、 =0.02lg (0.228)+0.98lg (0.246) 解出 LWm =0.246 mPa s提餾段液相平均粘度為Lm =(0.246+0.268)/2=0.257mPa s表5-3不同塔板的操作參數和物性數據參數 塔板 位置壓力(kPa)操作溫度(C)平均摩爾質量(kg/kmol)平均密度(kg/m 3)液體 表面張力(mN/m)液體平均粘度(mPa - s)組成氣相液相氣相液相液相液相塔頂107.382.8578.7179.61811.2120.880.3000.957進料板114.398.1083.7086.63793.219.440.2650.440塔底124.8117.009

30、1.7491.92771.5417.610.2360.024精餾段平均110.890.4881.2183.122.98802.120.160.283提餾段平均119.55107.587.7289.283.47783.218.530.251第六節(jié)精餾塔的塔體工藝尺寸計算6.1塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為VM VM .81.9780.643600 VM36002.93LM LM= 53.8082.533600 LM3600806.2氣、液相體積流率為V'M'vm= 81.987.623600 'vm=36003.3L'M'lm110.82 88.91

31、3600 ' lm一 3600784.80.00153 m3/s0.602 m3/sVsLS0.627 m3/s30.00349 m3/s因是泡點進料，提餾段的液相體積流率大于氣相體積流率，所以用提餾段計算。精餾段：由Umax(6-1)0.2式中由C C20 2L計算，其中的C20由圖查得，圖的橫坐標為/2 12Lh L 0.00153 3600 806.2L =0.04Vh V 0.627 36002.93取板間距HT=0.35m,板上液層高度hL=0.06m,則HT - hL =0.35 0.06=0.29m查圖 C20 =0.062C20L0.2=0.07221.340.2=0.

32、063Umax =0.063806.2 2.932.931.04 m/s取安全系數為0.6,則空塔氣速為DI 4 0.627V 0.0.624u=0.6 um ax =0.6 1.04=0.624 m/s1.131 m按標準塔徑圓整后為D=1.2塔截面積A -D22 21.21.131m44實際空塔氣速u0.6270 554m/s1.131"6.2精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為Z 精N 精 1 Ht 12 1 0.35 3.85提餾段有效高度為Z 提N 提 1 Ht 13 1 0.35 4.2在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m故精餾塔的有效高度為Z= Z 精 + Z 提+0

33、.8=3.6+4.4+0.8=8.8 m 提餾段：max=C0.2式中由C C20計算,其中的C20由圖查得，圖的橫坐標為200.5Lh L0.00153 784.8 門“0.89VhV0.6023.3取板間距HT=0.35m，板上液層高度hL=0.06m,則Ht - hL =0.35 0.06=0.29m查圖 C20 =0.0280.219 72C C20L 0.0580.05820 20max784.8 3.33.30.89取安全系數為0.6,則空塔氣速為u=0.6umax=0.6 0.89=0.0.534 m/sD2VsV u4 0.6020.5341.198m按標準塔徑圓整后為D=1.

34、2m塔截面積AtD21.22 1.131m244實際空塔氣速u 四2 0.0.532m/s1.131第七節(jié)塔板主要工藝尺寸的計算7.1溢流裝置計算7.1.1 堰長 lw精餾段：因塔徑D=1.2m，可選用單溢流弓形降液管。各項計算如下:取 lW 0.73D0.73 1.20.876m提餾段：因塔徑D=1.2m，可選用單溢流弓形降液管。各項計算如下:取 lW 0.73D0.73 1.20.876m7.1.2溢流堰高度hw精餾段：(7-1)(7-2)由 hw hL how選用平直堰，堰上液層高度how 2.84 e 51000 lw近似取E=1，則h 2.84 _ LhhOW_1000lw230.0

35、015310000.8763600 0.01m取板上清液層高度hL =0.06m故 hw =0.06 0.01=0.0 m提餾段:hW = hL hcW選用平直堰,堰上液層高度"誥_L軌Lhlw(7-3)(7-4)近似取E=1，則hOW2.84 _ 51000 Iw型10.003490.8760.017m取板上清液層高度hL =0.06m故 hw =0.06 0.017=0.043m7.1.3弓形降液管寬度 視和截面積A f精餾段：由 lw =0.73DA查圖得 =0.0722AWdD=0.124故 Af =0.0722at =0.07220.785=0.115用Wd =0.124D

36、 =0.124 1.0=0.19m液體在降液管中停留時間3600Af H t= 3600 0.56 0.4=0.0015 3600=14.933>5s故降液管設計合理。提餾段：由=0.66DA查圖得 =0.0722AtWd =0.124故 Af =0.0722at =0.07220.785=m2Wd =0.124D =0.124 1.0=0.124m液體在降液管中停留時間3600AfH t 3600 0.056 0.40 .=7.821>5sLh0.0029 3600故降液管設計合理。7.1.4降液管底隙高度h0精餾段:Lh36001 wuo(7-5)取 U0 =0.08m/s則h

37、o =0.0015 36003600 0.66 0.08=0.028mhw ho =0.0480.028=0.02 m >0.006 m故降液管底隙高度設計合理。選凹形受液盤，深度hw =50mm提餾段：h0 =36OOIwU0取 U0 =0.08m/s0.0029 3600則 h0 =0.055m3600 0.66 0.08hw h0 =0.062 0.055=0.007 m >0.006 m故降液管底隙高度設計合理。選凹形受液盤，深度hw =50mm7.2塔板布置7.2.1塔板的分塊精餾段：因D=800伽，故塔板采用分塊式。查表得，塔板分為3塊提餾段：因D=800伽，故塔板采用

38、分塊式。查表得，塔板分為3塊7.2.2邊緣區(qū)寬度確定精餾段：取WS=WS =0.065m，Wc=0.035m。提餾段：取WS=WS =0.065m，Wc=0.035m。7.2.3開孔區(qū)面積計算精餾段：開孔區(qū)面積Aa按式計算，即 2(7-6)Aa =2 X r2 x2r sin 必180 r其中D1.0x= (Wd Ws)=(0.124 0.065)=0.311mr D Wc = U 0.035=0.465 m2 2故 Aa=2 0.311 0.46520.311220.465. i 0.311sin -1800.465=0.532 m2提餾段：開孔區(qū)面積Aa按式計算，即222 r .1 xAa

39、 =2 x r xsin -180 r其中D1.0x=(Wd Ws)=(0.124 0.065)=0.311mr D Wc =1:0 0.035=0.465 m2 22故 Aa=2 0.311 0.4652 0.31120.465 sin 1 0311 =0.532 m21800.4657.2.4篩孔計算及其排列精餾段：由于所處理的物系無腐蝕性，可選用3mm碳鋼板，取篩孔直徑d°=5mm= 10.07 m/sUg篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為1.155Aa1.155 0.532_ _«一 2731個n=t20.0152開孔率為0.907 %220.9070.00510.

40、1%t0.015t 3do=3 5=15mm篩孔數目n為氣體通過閥孔的氣速為0.5410.101 0.532提餾段:由于所處理的物系無腐蝕性，可選用3 mm碳鋼板，取篩孔直徑do=5mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為t 3do=3 5=15mm篩孔數目n為1.155Aa 1.155 0.532人n=22731個t20.015開孔率為2 2do0.0050.90700.90710.1%t0.015氣體通過閥孔的氣速為U00.5390.101 0.532=10.03 m/s第八節(jié)篩板流體力學驗算8.1塔板壓降8.1.1干板阻力hc計算精餾段：干板阻力he由公式計算2(8-1)0.032 m液

41、柱he 0.051 也 C0L由 d。/5/3 1.67 ,Co=O.7722故he 0.051 衛(wèi)0729乞0.772806.448提餾段：干板阻力he由公式計算2U°vhe 0.0510C0L由 d0 /5/3 1.67 ,C°=0.772210.033.22故he 0.0510.0352 m 液柱0.772788.4558.1.2氣體通過液層的阻力h1計算精餾段:氣體通過液層的阻力h1 hL(8-2)UaVsAtAf05410.743m/s0.785 0.0567F。0.743 2.974 1.281 kg12/(s.m12)查表得0.613。故 h1(hL hew)

42、提餾段：0.613(0.0480.012)0.0368 m 液柱氣體通過液層的阻力h1hLUaVsAtAf05390.74m/s0.785 0.0567F00.74.3.22 1.328 kg12/(s.m12)查表得 0.61。故 hi(hL hew)0.61(0.062 0.018) 0.049 m 液柱8.1.3液體表面張力的阻力h計算精餾段:液體表面張力的阻力h計算，即4 LLgd。4 20.27 10806.448 9.81 0.0050.002 m液柱(8-3)氣體通過每層塔板的液柱高度hp=hc h1 hhp=0.032+0.0368+0.002=0.071m 液柱氣體通過每層塔

43、板的壓降為Pp hp Lg =0.071 806.448 9.81=561.7Pa<0.7 kPa設計允許值) 提餾段：液體表面張力的阻力h計算，即4 LLgd。4 18.837 10788.455 9.81 0.0050.0019m 液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hp=hc h1 hhp =0.0352+0.049+0.0019=0.0861m 液柱氣體通過每層塔板的壓降為Pp hp Lg =0.0861788.455 9.8仁665.96Pa<0.7 kPa設計允許值)8.2液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設計塔徑和液流量均不大， 故可忽略液面 落差的影響。8.3液沫夾帶

44、精餾段:液沫夾帶量ev5.7 10Ht3.2Uahf(8-4)hf 2.5hL =2.50.06=0.15m故 e 5.7 10 ：20.27 10 3 0.4故在本設計中液體夾帶量e在允許范圍內。提餾段：液沫夾帶量ev5.7 10 63.2UaHt hfhf 2.5hL=2.50.08=0.2m故 e 5.7 10 6 318.837 10 33.20.740.4 0.20.02 kg 液/kg 氣<0.1kg 液/kg 氣故在本設計中液體夾帶量 耳在允許范圍內。8.4漏液精餾段:對篩板塔，漏液點氣速Uomin J4.4C0. (0.0056 0.13hL h ) L / v(8-5)

45、3.20.150.7430.0092 kg 液/kg 氣<0.1kg 液/kg 氣4.4 0.772 (0.0056 0.13 0.06 0.002)806.448/2.9745.972 m/s實際孔速 Uo =10.07 m/s >Uo,min 穩(wěn)定系數為K旦 10071.69 >1.5u0, min5.972故在本設計中無明顯漏液。提餾段：對篩板塔，漏液點氣速 Uo,min4.4C/(0.0056 0.13hL h ) l/ v4.4 0.772 , (0.00560.13一0.080.0019)788.455/3.22 6.312 m/s實際孔速 U0 =10.03 m

46、/s >Uo,min穩(wěn)定系數為K旦10坐1.6 >1.5u0, min6.312故在本設計中無明顯漏液8.5 液泛精餾段： 為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層高 Hd 應服從Hd(HT hw )(8-6)苯 甲苯物系屬一般物系，取0.5 ，則(H T hw) 0.5(0.40 0.048) 0.224m而 Hd hp +hL hd(8-7)板上不設進口堰， hd 可由式計算，即22hd 0.153(u0 )2 0.153(0.08) 2 0.001m 液柱Hd =0.071+0.06+0.001=0.132 m 液柱Hd (HT hw ) 故在本設計中不會發(fā)生液泛現象。 提餾段： 為

47、防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層高 Hd 應服從Hd (HT hw )苯 甲苯物系屬一般物系，取0.5 ，則(H T hw) 0.5(0.40 0.062) 0.231 m而 Hd hp +hL hd板上不設進口堰，hd可由式計算，即hd 0.153(u0 )2 0.153(0.08) 2 0.001m 液柱Hd =0.0861+0.08+0.00 仁0.1671 m 液柱Hd (HT hw )故在本設計中不會發(fā)生液泛現象。第九節(jié)塔板負荷性能圖9.1漏液線精餾段:(9-1)(9-2)由 Uo,min4.4C。J(0.0056 0.13hLh ) l/ vVs,minU0,minAohL hW h

48、°W(9-3),23h°W= E 一(9-4)1000 lw2 32 84 l得Vs,min4.4C°A。. 0.0056 0.13 hw E hh l/ v1000 lw2 30.002 806.448/2.9744.4 0.772 0.101 0.5320.0056 0.13 0.048 2.84 13600Ls1000 0.66整理得Vs,min3.006<0.0116 0.114 Ls23在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表中表9-1精餾段漏液線數據Ls,m3 /s0.00060.00150.00300.0045VS, m3 / s0.3350.3440.3550.365由上表數據即可作出漏液線1提餾段:由 u0,minu0,min4.4C0 (0.0056VS minJA0.13hLh ) l/ vhLhowhow=E L1000 lw得Vs,min4.4C0A00.0056 0.13 h2 3營;：hl/ v2 30.0019 788.455/3.222.843600 Ls4.4 0.772 0.101 0.5320.00560.13 0.062 1i10000.66整理得 Vs,min2.8560.00