化工原理課程設(shè)計說明書

1、化工原理課程設(shè)計說明書設(shè)計課題：苯-甲苯精餾塔設(shè)計QQ:1318724096E-mail:yxh3009指導(dǎo)教師： 設(shè)計成績： 日 期： 目錄目錄2設(shè)計任務(wù)書1一、概述21、設(shè)計方案確定22、設(shè)計流程說明23、精餾基本原理3二、設(shè)計任務(wù)4三、精餾塔的物料衡算51.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率52.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量63.物料衡算6四、塔板數(shù)的確定61.理論板層數(shù)NT的求取62.實際板層數(shù)的求取7五、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算81.操作壓力計算82.操作溫度計算83.平均摩爾質(zhì)量計算84.平均密度計算95.液體平均表面張力計算106.液相平均黏度計算11六、精餾塔

2、的塔體工藝尺寸計算121.塔徑的計算122.精餾塔高度的計算13七、塔板主要工藝尺寸的計算141.溢流裝置計算142.塔板布置15八、篩板的流體力學(xué)驗算151. 精餾段流體力學(xué)驗算151.塔板壓降152.液面落差163.液沫夾帶164.漏液165.液泛172. 提餾段流體力學(xué)驗算171.塔板壓降172.液面落差183.液沫夾帶184.漏液185.液泛18九、塔板負(fù)荷性能圖191. 精餾段負(fù)荷性能圖191.漏液線192.液沫夾帶線193.液相負(fù)荷下限線204.液相負(fù)荷上限線205.液泛線202. 提餾段負(fù)荷性能圖211.漏液線212.液沫夾帶線223.液相負(fù)荷下限線224.液相負(fù)荷上限線225.

3、液泛線22十、計算結(jié)果匯總24十二、參考文獻(xiàn)27十三、附圖：塔板結(jié)構(gòu)圖28設(shè)計任務(wù)書一、設(shè)計名稱：苯-甲苯精餾塔設(shè)計二、設(shè)計條件：在常壓連續(xù)精餾塔中精餾分離含苯50%（質(zhì)量%，下同）的苯-甲苯混合液，要求塔頂流出液中苯的回收率為99%，塔底釜殘液中含苯不高于2%。處理量：30000 t/a 料液組成（苯質(zhì)量分?jǐn)?shù)）： 50%塔頂產(chǎn)品組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）： 98%塔頂易揮發(fā)組分回收率： 99%每年實際生產(chǎn)時間： 7200 h三、設(shè)計任務(wù)完成精餾塔的工藝設(shè)計，有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計和選型，繪制精餾塔系統(tǒng)工藝流程圖和精餾塔裝配圖，編寫設(shè)計說明書。四、基礎(chǔ)數(shù)據(jù)或其他操作條件所需數(shù)據(jù)自己查閱資料或根據(jù)資料確定五、

4、設(shè)計說明書內(nèi)容1 目錄2 概述（設(shè)計方案的確定和流程說明、精餾基本原理等）3. 塔的物料恒算、塔板數(shù)的確定、塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算；4. 塔和塔板的主要工藝尺寸的設(shè)計：（1） 塔體工藝尺寸的計算；（2） 塔板主要工藝尺寸的計算；（3） 塔板的流體力學(xué)驗算；（4） 塔板負(fù)荷性能圖。5. 設(shè)計結(jié)果概要或設(shè)計一覽表6. 參考文獻(xiàn)7. 對本設(shè)計的評述或有關(guān)問題的分析討論。六、 參考文獻(xiàn)：1. 姚玉英等.化工原理（下冊），天津：天津大學(xué)出版社，19992. 侯麗新. 板式精餾塔，北京：化學(xué)工業(yè)出版社，20003. 柴誠敬，劉國維，李阿娜. 化工原理課程設(shè)計，天津：天津科學(xué)技術(shù)出版社，19984

5、. 化學(xué)工程編寫組. 化學(xué)工程手冊. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社5. 國家醫(yī)藥管理局上海醫(yī)藥設(shè)計院. 化工工藝設(shè)計手冊，北京：化學(xué)工業(yè)出版社一、概述1、設(shè)計方案確定確定設(shè)計方案是指確定整個精餾裝置的流程、各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和某些操作指標(biāo)。例如組分的分離順序、塔設(shè)備的型式、操作壓力、進(jìn)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(diào)節(jié)機(jī)構(gòu)和測量控制儀表的設(shè)置等。本設(shè)計任務(wù)為分離苯甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(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

6、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。板式精餾塔也是很早出現(xiàn)的一種板式塔，20世紀(jì)50年代起對板式精餾塔進(jìn)行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設(shè)計方法。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上的液層，進(jìn)行傳質(zhì)與傳熱。在正常操作下，氣相為分散相，液相為連續(xù)相，氣相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。篩孔塔板簡稱篩板塔板上開有許多均勻的小孔，孔徑取5mm。篩孔在塔板上為正三角形排列。塔板上設(shè)置溢流堰，使板上能保持一定厚度的液層。操作時，氣體經(jīng)篩孔分散成小股氣流，鼓泡通過液層，氣液

7、間密切接觸而進(jìn)行傳熱和傳質(zhì)。在正常的操作條件下，通過篩孔上升的氣流，應(yīng)能阻止液體經(jīng)篩孔向下泄漏。篩板的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單、造價低，板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力大，傳質(zhì)效率高。同填料塔相比，還有技術(shù)相對簡單，上手較容易，易于操作，維護(hù)較簡單，造價低等優(yōu)點。2、設(shè)計流程說明本設(shè)計按以下幾個階段進(jìn)行：a) 根據(jù)設(shè)計任務(wù)書和工藝要求，確定設(shè)計方案；b) 選擇塔板類型；c) 確定塔徑、塔高等工藝尺寸；d) 進(jìn)行塔板的設(shè)計，包括溢流裝置的設(shè)計、塔板的布置、升氣道（泡罩、篩孔或浮閥等）的設(shè)計及排列；e) 進(jìn)行流體力學(xué)驗算；f) 繪制塔板的負(fù)荷性能圖；g) 根據(jù)負(fù)荷性能圖，對設(shè)計進(jìn)行分析，若設(shè)計不夠理想，

8、可對某些參數(shù)進(jìn)行調(diào)整，重復(fù)上述過程，一直到滿意為止。h) 管路及附屬設(shè)備的計算與選型，如再沸器、冷凝器。i) 繪制化工原理設(shè)計說明書。j) 繪制精餾塔的主體設(shè)備圖。3、精餾基本原理精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，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。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進(jìn)行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（也有并流向下者）與液相接觸進(jìn)行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接

9、觸操作過程。工業(yè)上對塔設(shè)備的主要要求是：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳熱、傳質(zhì)效率高；（3）氣流的摩擦阻力小；（4）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強(qiáng)，操作彈性大；（5）結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外，還要求不易堵塞、耐腐蝕等。板式塔大致可分為兩類：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩板、新型垂直篩板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）無降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。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。精餾過程是組分反復(fù)汽化和反復(fù)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。若不計進(jìn)料、餾出液和釜液間

10、的焓差，塔頂冷凝器所輸出的熱量近似等于塔底再沸器所輸入的熱量，其數(shù)量是相當(dāng)可觀的。然而，在大多數(shù)情況，這部分熱量由冷卻劑帶走而損失掉了。如果采用釜液產(chǎn)品去預(yù)熱原料，塔頂蒸汽的冷凝潛熱去加熱能級低一些的物料，可以將塔頂蒸汽冷凝潛熱及釜液產(chǎn)品的余熱充分利用。此外，通過蒸餾系統(tǒng)的合理設(shè)置，也可以取得節(jié)能的效果。例如，采用中間再沸器和中間冷凝器的流程，可以提高精餾塔的熱力學(xué)效率。因為設(shè)置中間再沸器，可以利用溫度比塔底低的熱源，而中間冷凝器則可回收溫度比塔頂高的熱量。二、設(shè)計任務(wù)1. 題目：苯-甲苯精餾塔設(shè)計2. 設(shè)計條件： 物料組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：苯50%，甲苯50%。 處理量： 30000 t/a。

11、塔頂產(chǎn)品組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）： 塔頂苯含量為98%。 塔頂易揮發(fā)組分回收率： 99.0%。 料液定性：可視為理想物系。 進(jìn)料方式：飽和液體進(jìn)料，q值為1。 塔板類型:篩孔塔板。 塔板效率：75%。 每年實際生產(chǎn)時間：7200 h。3. 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)：常壓下苯甲苯的氣液相平衡數(shù)據(jù)表1：常壓下苯甲苯的氣液相平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中苯的摩爾分率氣相中苯的摩爾分率xy110.5600109.9112.5108.7937.11107.61511.2105.051020.8102.791529.4100.752037.298.842544.297.133050.795.583556.694.094061.992.69

12、4566.791.45071.390.115575.580.86079.187.636582.586.527085.785.447588.584.48091.283.338593.682.259095.981.11959880.669798.880.219999.6180.01100100三、精餾塔的物料衡算1.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量MA=78.11kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量MB=92.13 kg/kmolxF=0.578.110.578.11+0.592.13=0.541xD=0.9878.110.9878.11+0.0292.13=0.9832.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)

13、品的平均摩爾質(zhì)量MF=0.541×78.11+1-0.541×92.13=84.543 kg/kmolMD=0.983×78.11+(1-0.983)×92.13=78.348 kg/kmol3.物料衡算原料液處理量F=30000×1000720084.543=49.28 kmol/h總物料衡算49.28=D+W苯物料衡算49.28×0.541=0.983D + W·xW塔頂苯回收率A=DxDFxF=0.983D0.541×49.28×100%=99.0%聯(lián)立解得D=26.86 kmolhW=22.42k

14、molhxW=0.011897四、塔板數(shù)的確定1.理論板層數(shù)NT的求取苯甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。手冊查得乙醇正丙醇物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出xy圖，見圖1。求最小回流比及操作回流比。采用作圖法求最小回流比。在圖1中對角線上，自點e(0.541,0.541)作垂線，即為進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點坐標(biāo)為yq = 0.747xq =xF=0.541故最小回流比為Rmin=xD-yqyq-xq=0.983-0.7470.747-0.541=1.146取操作回流比為R=2Rmin=2×1.146=2.2925求精餾塔的氣液相負(fù)荷L=RD=2.2925×26.8

15、6=61.58kmolhV=(R+1)D=1+2.2925.86=88.45kmolh L´=L+F =61.58+49.28=110.87kmolhV´= V =88.45 kmolh圖1：圖解法求理論板層數(shù)求操作線方程精餾段操作線方程為y=LVx+DVxD=61.5888.45x+26.8688.45×0.983=0.696x+0.299提留段操作線方程為y´=L´V´x´-WV´xW=110.8788.45x´-22.4288.45×0.011897=1.25x´-0.00301

16、6圖解法求理論板層數(shù)總理論板層數(shù)NT=14.5（包括再沸器）進(jìn)料板位置NF=72.實際板層數(shù)的求取塔板效率取75%精餾段板層數(shù)N精餾=60.75=8提餾段板層數(shù)N提餾=8.50.75=12總實際板數(shù) N=N精餾+N提餾=8+12=20五、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算1.操作壓力計算塔頂操作壓力PD=101.3+4=105.3 kPa每層塔板壓降P=0.7 kPa進(jìn)料塔板壓力PF=105.3+0.7×8=110.9 kPa塔底操作壓力 Pw=110.9+0.7×12=119.3 kPa精餾段平均壓力Pm1=105.3+110.92=108.1 kPa提餾段平均壓力Pm

17、2=119.3+110.92=115.1 kPa2.操作溫度計算依據(jù)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尼方程計算：塔頂溫度tD=81.7進(jìn)料板溫度tF=93.9塔底溫度tw=116精餾段平均溫度tm1=81.7+93.92=87.8提餾段平均溫度tm2=116+93.92=104.953.平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由xD=y1=0.983，查平衡曲線（見圖1），得x1=0.9576MVDm=0.983×78.11+1-0.983×92.13=78.348 kg/kmolMLDm=0.9576×78.11+1-0.

18、9576×92.13=78.70 kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計算由圖解理論板（見圖1），得yF= 0.6818查平衡曲線（見圖1），得xF = 0.466MVFm=0.6818×78.11+1-0.6818×92.13=82.57 kgkmolMLFm=0.466×78.11+1-0.466×92.13=85.59 kgkmol精餾段平均摩爾質(zhì)量MVm1=（78.384+82.57）2=80.46 kgkmolMLm1=（78.70+85.59）2=82.15 kgkmol塔底平均摩爾質(zhì)量計算查平衡曲線（見圖1），得y2=0.001418

19、2，x2=0.0005755MVwm=0.0014182×78.11+1-0.0014182×92.13=92.11kg/kmolMLwm=0.0005755×78.11+1-0.0005755×92.13=92.12kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量MVm2=（92.11+82.57）2=87.81 kgkmolMLm2=（92.12+85.59）2=94.38 kgkmol4.平均密度計算精餾段平均密度（1）氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即Vm=PmMVmRTm=108.1×80.468.314×（87.8+273.15）

20、=2.898 kgm3（2）液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即1Lm= ii塔頂液相平均密度的計算由tD=81.7，查手冊得A=813kgm3B=808.3kgm3LDm=1（0.98813+0.02808.3）=812.9kgm3進(jìn)料板液相平均密度的計算由tF=93.9，查手冊得A=800.13kgm3B=796.817kgm3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率A=0.466×78.110.466×78.11+0.534×92.13=0.425LFm=1（0.425800.13+(1-0.425)796.827）=798.228 kgm3精餾段液相平均密度為Lm=（L

21、Dm+LFm）2=（812.9+798.228）2=805.567 kgm3提餾段平均密度（1）氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即vm=PmMVmRTm=115.1×87.818.314×（104.95+273.15）=3.215 kgm3（2）液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即1Lm= ii塔頂液相平均密度的計算由tD=81.7，查手冊得A=773.62kgm3B=774.06kgm3w=xw×78.11xw×78.11+(1-xw)×92.13=0.0101Lwm=1（0.0101813+（1-0.0101）808.3）=7

22、74.056kgm3精餾段液相平均密度為Lm=（Lwm+LFm）2=（774.056+798.228）2=786.1417 kgm35.液體平均表面張力計算精餾段液相平均表面張力液相平均表面張力依下式計算，即Lm=xii塔頂液相平均表面張力的計算由tD=81.7，查手冊得A=21.06mNm B=21.5mNmLDm=0.983×21.06+（1-0.983）×21.5=21.07mNm進(jìn)料板液相平均表面張力的計算由tF=93.9，查手冊得A=19.59 B=20.16mNmLFm=0.466×19.59+（1-0.466）×20.16=19.89mNm

23、精餾段液相平均表面張力為Lm=（17.76+19.89）2=20.48mNm提餾段液相平均表面張力塔底液相平均表面張力的計算由tw=116，查手冊得A=16.96mNm B=17.77mNmLwm=0.011897×16.962+（1-0.011897）×17.77=17.76mNm提餾段液相平均表面張力為Lm=（17.76+19.89）2=18.67mNm6.液相平均黏度計算精餾段液相平均黏度液相平均黏度依下式計算，即lgLm=xilgi塔頂液相平均黏度的計算由tD=81.7，查手冊得A=0.303mPa·s B=0.307mPa·slgLDm=0.9

24、83lg0.303+（1-0.983）×lg0.307解出LDm=0.30354mPa·s進(jìn)料板液相平均黏度的計算由tF=93.9，查手冊得A=0.2712mPa·s B=0.2783mPa·slgLFm=0.466lg0.2712+0.565lg(0.2783)解出LFm=0.27496mPa·s 精餾段液相平均黏度為Lm=（0.27496+0.30354）2=0.289mPa·s提餾段液相平均黏度塔底液相平均黏度的計算由tw=116，查手冊得A=0.223mPa·s B=0.235mPa·slgLDm=0.11

25、897lg0.223+（1-0.11897）×lg0.235解出LDm=0.235mPa·s進(jìn)料板液相平均黏度的計算精餾段液相平均黏度為Lm=（0.261+0.235）2=0.248mPa·s六、精餾塔的塔體工藝尺寸計算1.塔徑的計算精餾段塔徑精餾段的氣、液相體積流率為Vs=VMVm3600Vm=88.45×80.453600×2.92=0.6769m3sLs=LMLm3600Lm=61.58×82.143600×805.57=0.001744m3s由umax=CL-VV式中C由式 C=C20(L20)0.2 計算，其中的C

26、20由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖的橫坐標(biāo)為LhVh(LV)12=0.001744×36000.6769×3600(805.56682.898)12=0.04296取板間距HT=0.40m，板上液層高度 hL=0.06 m,則HT-hL=0.40-0.06=0.34 m查史密斯關(guān)聯(lián)圖得C20 = 0.074C=C20(L20)0.2=0.074(20.4820)0.2=0.07435umax=0.07435805.56-2.892.89=1.2374 ms取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u=0.7umax=0.7×1.2374=0.8662msD=4Vsu=4×

27、0.6769×0.8662=0.997 m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1 m塔截面積為AT=4D2=4×12=0.785 m2實際空塔氣速為u=0.67690.785=0.8623 ms提餾段塔徑提餾段的氣、液相體積流率為Vs=VMVm3600Vm=88.45×87.813600×3.215=0.671m3sLs=LMLm3600Lm=110.87×97.3763600×786.14=0.003697m3s由umax=CL-VV式中C由式 C=C20(L20)0.2 計算，其中的C20由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖的橫坐標(biāo)為LhVh(LV)12=0

28、.003697×36000.671×3600(786.143.215)12=0.086156取板間距HT=0.40m，板上液層高度 hL=0.06 m,則HT-hL=0.40-0.06=0.34 m查史密斯關(guān)聯(lián)圖得C20 = 0.070C=C20(L20)0.2=0.070(18.66520)0.2=0.069umax=0.069786.14-3.2153.215=1.076 ms取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u=0.7umax=0.7×1.076=0.7532msD=4Vsu=4×0.671×0.7532=1.065 m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D

29、=1 m塔截面積為AT=4D2=4×12=0.785 m2所以全塔塔徑為 DT=1.0 m ， AT=0.785 m2實際空塔氣速為u=0.6710.785=0.8543 ms2.精餾塔高度的計算塔頂和塔底以及第6塊板和第16塊板處各設(shè)置一人孔，人孔處板間距取0.8 m。進(jìn)料板間距HF=0.6m精餾塔有效高度為Z精=N精-2×HT+0.8=8-2×0.4+0.8=3.2m Z提=N提-2×HT+0.8+HF=12-2×0.4+0.8+0.6=5.4m 塔頂空間高度HD=1.2 m塔底空間高度HB=1.4m封頭高度H1=0.3m裙座高度H2=1.

30、5m故精餾塔的高度為Z=Z精+Z提+HD+HB+H1+H2 =3.2+5.4+1.2+1.4+0.3+1.5 =13.0m七、塔板主要工藝尺寸的計算1.溢流裝置計算因塔徑D=1.0m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹受液盤。各項計算如下：（1）堰長 lW取 lw=0.66D=0.66×1.0=0.66m（2）溢流堰高度 hw由 hW=hL-hOW選用平直堰，堰上液層高度hOW由下式計算： hOW=2.841000E(LhlW)23近似取E=1,則 hOW=2.841000×1×(0.001744×36000.66)23=0.01275m取板上清液層高度 h

31、L=60 mm故 hW=hL-hOW=0.06-0.01275=0.0472m（3）弓形降液管高度Wd和截面積Af由 lwD=0.66 查弓形降液管的參數(shù)圖得： AfAT=0.0722 WdD=0.124故 Af=0.0722AT=0.0722×0.785=0.0567 m2 Wd=0.124D=0.124×1.0=0.124 m依下式驗算液體在降液管中的停留時間，即 =3600AfHTLh=3600×0.0567×0.400.001744×3600=13.0 s 5 s 故降液管設(shè)計合理。（4）降液管底隙高度取 h0=hw-0.006=0.0

32、41mhw'=hw=0.047m 2.塔板布置（1）塔板的分塊因D800mm，故塔板采用分塊式。查表得，塔板分為3塊。（2）邊緣區(qū)寬度確定取Ws=Ws,=0.065m，Wc=0.035m。（3）開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積Aa按下式計算： Aa=2xr2-x2+r2180sin-1xr其中 x=D2-Wd+Ws=12-0.124+0.065=0.311 mr=D2-Wc=12-0.035=0.456m故 Aa=20.311×0.4562-0.3112+0.4652180sin-10.3110.456=0.532 m2（4）篩孔計算及其排列本例所處理的物系無腐蝕性，可選用=3 mm

33、碳鋼板，取篩板直徑d0=5 mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為t=2.8d0=2.8×5=14 mm篩孔數(shù)目n為n=1.155Aat2=1.155×0.5320.0142=3135 個開孔率為=0.907(d0t)2=0.907(0.0050.014)2=11.57%氣體通過閥孔的氣速為精餾段：u0=VsA0=0.67690.1157×0.532=10.997 ms提餾段：u0'=Vs'A0=0.6710.1157×0.532=10.901 ms八、篩板的流體力學(xué)驗算1. 精餾段流體力學(xué)驗算1.塔板壓降（1）干板阻力hc計算干板組里

34、hc由下式計算:hc=0.051u0C02(VL)由d0=53=1.67,查干篩孔的流量系數(shù)圖得，C0=0.772故hc=0.05112.5980.77222.898805.57=0.0489m液柱（2）氣體通過液層的阻力hl由式hl=hL計算ua=VsAT-Af=0.67690.785-0.0567=0.9289 msF0=0.92892.898=1.58 kg12(s·m12)查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得=0.58。故hl=hL=0.58×0.06=0.0348 m液柱（3）液體表面張力的阻力h計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h由下式計算：h=4LLgd0=4×20.48

35、×10-3805.57×9.81×0.005=0.00207 m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算：hp=hc+hl+h=0.08573m液柱氣體通過每層塔板的壓降為Pp=hpLg=0.08573×805.5668×9.81=677.5Pa0.7 kPa（設(shè)計允許值）2.液面落差當(dāng)液體橫向流過踏板時，為克服板上的摩擦阻力和板上構(gòu)件的局部阻力，需要一定的液位差，此即液面落差。對于篩板塔，由于沒有突起的氣液接觸構(gòu)件，故液面落差很小，且本例的塔徑D=1400mm<1600mm和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3.液沫夾帶液沫夾

36、帶量由下式計算：eV=5.7×10-6L(uaHT-hf)3.2hf=2.5hL=2.5×0.06=0.15 m故eV=5.7×10-620.483×10-3(0.92890.40-0.15)3.2=0.01856 kg液kg氣0.1kg液kg氣故在本設(shè)計中液沫夾帶量eV在允許范圍內(nèi)。4.漏液對篩板塔，漏液點氣速u0,min可由下式計算：u0,min=4.4C00.0056+0.13hL-hLV =4.4×0.7720.0056+0.13×0.06-0.00207805.572.898 =6.027 ms實際孔速u0=10.997 m

37、su0,min穩(wěn)定系數(shù)為K=u0u0,min=10.9976.027=1.8251.5 ，且K值小于2。故在本設(shè)計中無明顯漏液。5.液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度Hd應(yīng)服從下式的關(guān)系Hd(HT+hW)苯甲苯系屬一般物系，取=0.5，則HT+hW=0.50.40+0.04725=0.2236 m而Hd=hp+hL+hd板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd可由下式計算：hd=0.153(u0)2=0.153×0.082=0.001 m液柱Hd=0.08573+0.06+0.001=0.1467 m液柱Hd(HT+hW)故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。2. 提餾段流體力學(xué)驗算1.塔板壓降（1）干板

38、阻力hc計算干板組里hc由下式計算:hc=0.051u0C02(VL)由d0=53=1.67,查干篩孔的流量系數(shù)圖得，C0=0.772故hc=0.05112.48790.77223.215786.14=0.0545 m液柱（2）氣體通過液層的阻力hl由式hl=hL計算ua=VsAT-Af=0.921 msF0=0.9213.215=1.651 kg12(s·m12)查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得=0.561。故hl=hL=0.03366 m液柱（3）液體表面張力的阻力h計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h由下式計算：h=4LLgd0=4×18.665×10-3786.14

39、5;9.81×0.005=0.0019 m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算：hp=hc+hl+h=0.09015m液柱氣體通過每層塔板的壓降為Pp=hpLg=0.09015×786.14×9.81=695.24Pa0.7 kPa（設(shè)計允許值）2.液面落差當(dāng)液體橫向流過踏板時，為克服板上的摩擦阻力和板上構(gòu)件的局部阻力，需要一定的液位差，此即液面落差。對于篩板塔，由于沒有突起的氣液接觸構(gòu)件，故液面落差很小，且這次設(shè)計的塔徑D=1000mm<1600mm，液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3.液沫夾帶液沫夾帶量由下式計算：eV=5.7×

40、10-6L(uaHT-hf)3.2hf=2.5hL=2.5×0.06=0.15 m故eV=5.7×10-618.665×10-3(0.92090.40-0.15)3.2=0.0198 kg液kg氣0.1kg液kg氣故在本設(shè)計中液沫夾帶量eV在允許范圍內(nèi)。4.漏液對篩板塔，漏液點氣速u0,min可由下式計算：u0,min=4.4C00.0056+0.13hL-hLV =4.4×0.7720.0056+0.13×0.06-0.0019786.143.215 =5.687 ms實際孔速u0=10.901msu0,min穩(wěn)定系數(shù)為K=u0u0,min=

41、10.9015.687=1.9171.5 ，且K值小于2。故在本設(shè)計中無明顯漏液。5.液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度Hd應(yīng)服從下式的關(guān)系Hd(HT+hW)苯甲苯系屬一般物系，取=0.5，則HT+hW=0.50.40+0.035=0.2195 m而Hd=hp+hL+hd板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd可由下式計算：hd=0.153(u0)2=0.153×0.082=0.001 m液柱Hd=0.08573+0.06+0.001=0.1467 m液柱Hd(HT+hW)故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。九、塔板負(fù)荷性能圖1. 精餾段負(fù)荷性能圖1.漏液線由u0,min=4.4C00.0056+0.1

42、3hL-hL/Vu0,min=Vs,minA0hL=hW+hOWhOW=2.841000E(LhlW)23得Vs,min=4.4C0A00.0056+0.13hW+2.841000E(LhlW)23-hL/V=4.4×0.772×0.1157×0.532×0.0056+0.130.04724+2.481000×1×3600×Ls0.6623-0.00207805.572.898整理得Vs,min=3.4860.00967+0.1144Ls232.液沫夾帶線以eV=0.1kg液/kg氣為限，求VsLs關(guān)系如下：由eV=5.7&

43、#215;10-6L(uaHT-hf)3.2ua=VsAT-Af=Vs0.785-0.0567=1.373Vshf=2.5hL=2.5hW+hOWhW=0.04725hOW=2.841000×1×(3600Ls0.66)23=0.88Ls23故hf=0.118+2.2Ls23HT-hf=0.282-2.2Ls23eV=5.7×10-620.48×10-3(1.373Vs0.282-2.2Ls23)3.2=0.1整理得 Vs=1.29174-10.0774Ls233.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)。hOW=

44、2.841000E(3600LslW)23=0.006取E=1,則Ls,min=(0.006×10002.84)320.663600=0.00056 m3s4.液相負(fù)荷上限線以 =4 s作為液體在降液管中停留時間的下限，=AfHTLs=4故Ls,max=AfHT4=0.0567×0.44=0.00567 m3s5.液泛線令 Hd=(HT+hW)由Hd=hp+hL+hd；hp=hc+hl+h；hl=hL；hL=hw+hOW聯(lián)立得 HT+-1hW=+1hOW+hc+hd+h忽略h，將hOW與Ls，hd與Ls，hc與Vs的關(guān)系式代入上式，并整理得a'Vs2=b'-

45、c'Ls2-d'Ls23式中a'=0.051A0C02VL=0.0510.101×0.532×0.77222.898805.57=0.10663b'=HT+-1hw=0.5×0.40+0.5-0.58-1×0.04724=0.14755c'=0.153/lWh02=0.1350.66×0.0322=343.01d'=2.84×10-3E1+(3600lW)23=2.84×10-3×1×1+0.581(36000.66)23=1.3904故0.1066Vs2=

46、0.14755-343.01Ls2-1.3904Ls23或Vs2=1.384-3217.73Ls2-13.043Ls23在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出上述各方程的Vs值，計算結(jié)果列于下表2：Ls,m3/sVs,m3/s漏液線液沫夾帶線液泛線0.00060.35726611.2200521.1358710.00150.36873621.1596891.0981780.00300.38297131.0821221.0410960.00450.39451511.0170620.981568表2：精餾段負(fù)荷性能數(shù)據(jù)根據(jù)以上各線方程，可作出精餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖，如下圖2所示。圖2：精餾段

47、負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。在CAD上，由上圖查得Vs,max=1.052m3/s Vs,min=0.362m3/s故操作彈性為Vs,maxVs,min=1.0520.362=2.9082. 提餾段負(fù)荷性能圖1.漏液線由u0,min=4.4C00.0056+0.13hL-hL/Vu0,min=Vs,minA0hL=hW+hOWhOW=2.841000E(LhlW)23得Vs,min=4.4C0A00.0056+0.13hW+2.841000E(LhlW)23-hL/V=4.4×0.772

48、15;0.1157×0.532×0.0056+0.130.035+2.481000×1×3600×Ls0.6623-0.001936786.14173.215整理得Vs,min=3.2690.008214+0.1144Lh232.液沫夾帶線以eV=0.1kg液/kg氣為限，求VsLs關(guān)系如下：由eV=5.7×10-6L(uaHT-hf)3.2ua=VsAT-Af=Vs0.785-0.0567=1.373Vshf=2.5hL=2.5hW+hOWhOW=2.841000×1×(3600Ls0.66)23=0.88Ls2

49、3故hf=0.0875+2.2Ls23HT-hf=0.3125-2.2Ls23eV=5.7×10-618.665×10-3(1.373Vs0.3125-2.2Ls23)3.2=0.1整理得 Vs=1.39-9.789Ls233.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)。hOW=2.841000E(3600LslW)23=0.006取E=1,則Ls,min=(0.006×10002.84)320.663600=0.00056 m3s4.液相負(fù)荷上限線以 =4 s作為液體在降液管中停留時間的下限，=AfHTLs=4故Ls,max

50、=AfHT4=0.0567×0.44=0.00567 m3s5.液泛線令 Hd=(HT+hW)由Hd=hp+hL+hd；hp=hc+hl+h；hl=hL；hL=hw+hOW聯(lián)立得 HT+-1hW=+1hOW+hc+hd+h忽略h，將hOW與Ls，hd與Ls，hc與Vs的關(guān)系式代入上式，并整理得a'Vs2=b'-c'Ls2-d'Ls23式中a'=0.051A0C02VL=0.0510.1157×0.532×0.77223.215786.1417=0.1212b'=HT+-1hw=0.5×0.4+0.5-0.578-1×0.035=0.1623c'=0.153/lWh02=0.1530.66×0.0332=322.53d'=2.84×10-3E1+(3600lW)23=2.84×10-3×1×1+0.578(36000.66)23=1.389故0.1212Vs2=