化工原理課程設(shè)計苯和甲苯體系浮閥精餾塔的設(shè)計4

1、 南京工業(yè)大學(xué)化工原理課程設(shè)計設(shè)計題目 苯和甲苯體系浮閥精餾塔的設(shè)計 學(xué)生姓名 楊宇 班級、學(xué)號 書院化工 指導(dǎo)教師姓名 馮暉 課程設(shè)計時間2016年12月19日-2016年12月31日 課程設(shè)計成績百分制 權(quán)重設(shè)計說明書、計算書及設(shè)計圖紙質(zhì)量，70%獨立工作能力、綜合能力、設(shè)計過程表現(xiàn)、設(shè)計答辯及回答問題情況，30%設(shè)計最終成績（五級分制）指導(dǎo)教師簽字 化學(xué)化工學(xué)院課程名稱 化工原理課程設(shè)計 設(shè)計題目 苯和甲苯體系浮閥精餾塔的設(shè)計 學(xué)生姓名 楊宇 專業(yè) 化學(xué)工程與工藝 班級學(xué)號 1101140229 設(shè)計日期 2016 年 12 月 19 日至 2016 年 12 月 31日設(shè)計條件及任務(wù)：

2、進料流量 ：F=318 kmol/h 進料組成 ：ZF=0.26（摩爾分率） 進料熱狀態(tài) ：冷液進料（tF=15.7）設(shè)計體系： 苯和甲苯二元體系設(shè)計條件: 塔頂組成XD99% 塔底組成XW0.1% 指導(dǎo)教師 馮暉 2016 年 12 月 31 日 前 言化學(xué)工業(yè)中塔設(shè)備是化工單元操作中重要的設(shè)備之一，化學(xué)工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應(yīng)用的諸如吸收、解吸、精餾、萃取、增濕、減濕等單元操作中，精餾操作是最基本的單元操作之一，它是根據(jù)混合液中各組分的揮發(fā)能力的差異進行分離的。 塔設(shè)備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量

3、大、重量輕及便于檢修等特點，但其結(jié)構(gòu)較復(fù)雜，阻力降較大。在各種塔型中，當(dāng)前應(yīng)用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。浮閥塔的特點：1生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%40%，與篩板塔接近。 2操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 3塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 4氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 5塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%80%，

4、但是比篩板塔高 20%30。 但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學(xué)技術(shù)的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。 近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗越來越豐富，積累的設(shè)計數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計浮閥塔比較合適。本次設(shè)計就是針對苯-甲苯體系，而進行的常壓浮閥精餾塔的設(shè)計及其輔助設(shè)備的選型。由于此次設(shè)計時間緊張，本人水平有限，難免有遺漏謬誤之處，懇切希望各位老師指出，以便訂正。 2016年12月 目 錄第1章 概述 u 1.1 塔設(shè)備概述 (6)u 1.2 化工

5、生產(chǎn)對塔設(shè)備的要求 (6)u 1.3 塔設(shè)備的選用 (7)u 1.4 浮閥塔的優(yōu)點 (7)第二章 總體設(shè)計方案u 2.1 操作壓強的選擇 (8)u 2.2 物料的進料狀態(tài) (8)u 2.3 塔釜的加熱方式 (8)u 2.4 回流方式 (8)第3章 精餾工藝流程圖 (9)第4章 理論板數(shù)的確定 (10)u 4.1物料衡算 (10)u 4.2 物系相平衡數(shù)據(jù) (10)u 4.3 q值的計算 (10)u 4.4 回流比的確定 (11) 4.4.1 值的確定 (11) 4.4.2 e點的確定 (11) 4.4.3 最小回流比Rmin的確定 (11) 4.4.4 操作回流比Ropt的確定 (12)u 4

6、.5 理論板數(shù)的確定 (12) 4.5.1 精餾段與提留段的汽液相流率 (12) 4.5.2 精餾段與提留段方程的確定 (12) 4.5.3 逐板計算法計算理論板數(shù) (12)u 4.6 實際板數(shù)的確定 (14) 4.6.1 全塔效率ET的計算 (14) 4.6.2 實際板數(shù)的確定 (14)第五章 塔體主要工藝尺寸的設(shè)計計算 (14)u 5.1 塔體設(shè)計所需的有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算 (14)u 5.2 精餾段塔徑塔板的設(shè)計計算 (18) 5.2.1 塔板參數(shù)的計算和選擇 (18) 5.2.2 流體力學(xué)校驗 (23) 5.2.3 負荷性能圖 (26)u 5.3 精餾段塔徑塔板的設(shè)計計算 (28) 5.3

7、.1 塔板參數(shù)的計算和選擇 (28) 5.3.2 流體力學(xué)校驗 (33) 5.3.3 負荷性能圖及操作彈性計算 (37)u 5.4 塔體主要工藝尺寸的匯總 (39)第六章 輔助設(shè)備設(shè)計 (41)u 6.1 塔頂全凝器的計算與選型 (41)u 6.2 塔底再沸器的計算與選型 (45) 6.2.1 塔底再沸器的介紹 (45) 6.2.2 塔底再沸器的設(shè)計 (47)u 6.3 其他輔助設(shè)備的計算與選型 (48) 6.3.1 各類接管的計算與選型 (48) 6.3.2 泵的計算與選型 (51)第7章 結(jié)論 (54)u 7.1 設(shè)計感想 ( 54)u 7.2 致謝 (55)u 7.3 參考文獻 (55)

8、第1章 概述1.1 塔設(shè)備概述塔設(shè)備是化學(xué)工業(yè)，石油工業(yè)，石油化工等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。它可以使氣（汽）液液兩相之間進行充分接觸，達到相際接觸傳熱及傳質(zhì)的目的。在塔設(shè)備中能進行的單元操作有：精餾，吸收，解吸，氣體的增濕及冷卻等。在化工，石油化工及煉油廠中，塔設(shè)備的性能對整個裝置的產(chǎn)品質(zhì)量，生產(chǎn)能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護等各個方面，都有重大的意義。在化工和石油化工的生裝置中，塔設(shè)備的投資費用占整個工藝設(shè)備費用的25.39%左右，煉油和煤化工生產(chǎn)裝置占34.85%；它所耗的鋼材在各累工藝設(shè)備中所占的比例也較多，例如在年產(chǎn)250萬噸的常壓及減壓煉油裝置中耗用的鋼材重量占62.4%，年

9、產(chǎn)60及120萬噸催化裂化裝置占48.9%。因此，塔設(shè)備的設(shè)計和研究，對化工，煉油工業(yè)的發(fā)展起著重要的作用。1.2 化工生產(chǎn)對塔設(shè)備的要求塔設(shè)備除了應(yīng)該滿足特定的化工工藝條件（如溫度，壓力，耐腐蝕）外，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)的需求還應(yīng)該達到下列要求：1）生產(chǎn)能力大，及氣體處理量大。2）高的傳質(zhì)，傳熱效率，氣液有充分的接觸空間，接觸時間和接觸面積。3）操作穩(wěn)定，操作彈性大，即氣液負荷有較大波動時仍能在較高的傳質(zhì)效率下進行穩(wěn)定的操作，且塔設(shè)備應(yīng)能長期連續(xù)運轉(zhuǎn)。4）流體流動的阻力小，即流體通過塔設(shè)備的壓降小，以達到節(jié)能降低操作費用的要求。5）結(jié)構(gòu)簡單可靠，材料耗用量少，制造安裝容易，以達到降低設(shè)備投資的要

10、求。事實上，任何一個塔設(shè)備能同時達到上述的諸項都時非常困難的，因此只能從生產(chǎn)的需求及經(jīng)濟合理的要求出發(fā)，抓住主要矛盾進行設(shè)計。隨著人們對生產(chǎn)能力，提高效率，穩(wěn)定操作和降低壓降的追求，推動著各種新型塔結(jié)構(gòu)的出現(xiàn)和發(fā)展。1.3塔設(shè)備的類型塔設(shè)備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等特點，但其結(jié)構(gòu)較復(fù)雜，阻力降較大。在各種塔型中，當(dāng)前應(yīng)用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。1.4浮閥塔的優(yōu)點 1.生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn) 能力比泡罩塔板大 20%40%，與篩板

11、塔接近。2.操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 3.塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 4.氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 5.塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%80%，但是比篩板塔高 20%30。 第二章 總體設(shè)計方案的確定1.1 操作壓強的選擇精餾可以常壓，加壓或減壓條件下進行。確定操作壓力時主要是根據(jù)處理物料的性質(zhì)，技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性來考慮的。對于沸點低，常壓下為氣態(tài)的

12、物料必須在加壓條件下進行操作。在相同條件下適當(dāng)提高操作壓力可以提高塔的處理能力，但是增加了塔壓，也提高了再沸器的溫度，并且相對揮發(fā)度液會下降。對于熱敏性和高沸點的物料常用減壓蒸餾。降低操作壓力，組分的相對揮發(fā)度增加，有利于分離。減壓操作降低了平衡溫度，這樣可以使用較低位的加熱劑。但是降低壓力也導(dǎo)致了塔直徑的增加和塔頂冷凝溫度的降低，而且必須使用抽真空設(shè)備，增加了相應(yīng)的設(shè)備和操作費用。本次分離的苯和甲苯二元體系為一般物系故分離時采用常壓操作，操作壓力為101.3kp。1.2 物料的進料狀態(tài)本次分離任務(wù)的進料狀態(tài)為冷液進料，進料溫度，進料濃度0.26，進料流量F=318kmol/h，此進料方式無需

13、預(yù)熱器加熱可減少設(shè)備費用且此中加熱方式下q值大于1。1.3 塔釜的加熱方式本次分離采用任務(wù)中，塔底采用再沸器加熱，冷流體為塔底液體，熱流體為高溫蒸汽，此種加熱方式屬于間接蒸汽加熱。1.4 回流方式塔頂回流采用采用安裝回流泵方式進行強制回流。第3章 精餾工藝流程圖精餾工藝流程圖如下圖所示 :第四章 理論板數(shù)的確定4.1 物料衡算根據(jù)工藝的操作條件可知:料液流量 F=318Kmol/h;料液中易揮發(fā)組分的質(zhì)量分?jǐn)?shù) xF=0.26;塔頂產(chǎn)品摩爾分?jǐn)?shù) XD=0.995;易揮發(fā)組分回收率99。 4.2 物系相平衡數(shù)據(jù)常壓下苯甲苯系統(tǒng)txy數(shù)據(jù)如表16所示。表16 苯甲苯系統(tǒng)txy數(shù)據(jù)沸點t/苯摩爾分?jǐn)?shù)/

14、%氣相液相110.6000106.10.24090.10222.788186102.20.40920.22772.34920698.60.54120.33572.33333395.20.65160.43712.45726592.10.74280.53022.55842389.40.81520.63122.5771186.80.87260.73352.4868884.40.92610.82782.60734582.30.96330.91652.39071381.20.98210.95732.45363480.2114.3 q值的確定的查數(shù)據(jù)手冊可知，在15.4時，苯的氣化潛熱為r1=432.5k

15、J/kg，甲苯的氣化潛熱為r2=415.75kJ/kg。苯相對分子質(zhì)量：M1=78kg/kmol；甲苯相對分子質(zhì)量：M2=92kg/kmol。進料濃度XF=0.26(摩爾分率)，使用內(nèi)插法可求得其泡點溫度tb=98.6，則t平=330K，查手冊可知此溫度下苯和甲苯的平均熱容Cp=1.81kJ/(kg·K)?；旌蠚饣瘽摕嶂禐?混合熱容值為:則故q線方程為4.4 回流比的確定4.4.1 值的確定1=2.79, 2=2.35, 3=2.33,4=2.46,5=2.56,6=2.58,7=2.49, 8=2.61,9=2.39,10=2.45.取平均值=2.5。 所以平衡線方程為： 或 4.

16、4.2 e點的確定聯(lián)立q線方程和相平衡方程求得e點坐標(biāo)。 故e點坐標(biāo)為（Xe=0.337,Ye=0.560）4.4.3 最小回流比Rmin的確定4.4.4 操作回流比Ropt的確定取Ropt=1.5Rmin=1.5×1.95=2.934.5 理論板數(shù)的確定4.5.1 精餾段與提留段的汽液相流率 L=RD=2.93×82.26=241.02 kmol/h V=(R+1)D=(2.93+1)×82.26=323.28 kmol/h V=(R+1)×D-(1-q)×F=(2.93+1)×82.26-(1-1.359)×318=43

17、7.44kmol/h L=R×D+q×F=241.02+1.359×318=673.18 kmol/h4.5.2 精餾段與提留段方程的確定精餾段操作線方程為 提餾段操作線方程為 4.5.3 逐板計算法計算理論板數(shù) 精餾段操作方程：Y=0.746X+0.253 q線方程： （XQ=0.319 , YQ=0.491）1.精餾段理論板數(shù)由上而下逐板計算，自X0=0.995開始到Xi首次超過XQ=0.319時止 操作線上的點 平衡線上的點 （X0=0.995, Y1=0.995） （X1=0.988, Y1=0.995) （X1=0.988, Y2=0.990） （X2=

18、0.975, Y2=0.990） （X2=0.975, Y3=0.980） （X3=0.952, Y1=0.980） （X3=0.952, Y4=0.963） （X4=0.913, Y4=0.963） （X4=0.913, Y5=0.934） （X5=0.849, Y5=0.934） （X5=0.849, Y6=0.887） （X6=0.758, Y6=0.887） （X6=0.758, Y7=0.818） （X7=0.643, Y7=0.818） （X7=0.643, Y8=0.733） （X8=0.523, Y8=0.733）（X8=0.523, Y9=0.643） （X9=0.419,

19、Y9=0.643）（X9=0.419, Y10=0.565） （X10=0.342, Y10=0.565） （X10=0.342, Y11=0.508） （X11=0.293, Y11=0.508）因為X11 時首次出現(xiàn) X11 < XQ 故第11塊理論板為加料板，精餾段共有10塊理論板。2.提餾段理論板數(shù) 已知X11=0.293, 由上而下計算，直到Xi 首次越過Xw=0.00353時為止。 平衡關(guān)系：X=Y/（2.5-1.5Y） 提餾段操作方程： 操作線上的點 平衡線上的點（X11=0.293, Y12=0.448） （X12=0.245, Y12=0.448）（X12=0.245,

20、 Y13=0.376） （X13=0.194, Y13=0.376）（X13=0.194, Y14=0.297） （X14=0.144, Y14=0.297）（X14=0.144, Y15=0.220） （X13=0.102, Y15=0.220）（X15=0.102, Y16=0.154） （X16=0.0681, Y16=0.154）（X16=0.0681, Y17=0.103） （X17=0.0439, Y17=0.103）（X17=0.0439, Y18=0.0656） （X18=0.0273, Y18=0.0656）（X18=0.0273, Y19=0.0401） （X19=0.01

21、65, Y19=0.0401）（X19=0.0165, Y20=0.0234） （=0.0095, Y20=0.0234）（X20=0.0095, Y21=0.0127） （X21=0.005132, Y21=0.0127）（X21=0.005132, Y22=0.00599） （X22=0.00241, Y22=0.00599） X22< X w 故總理論板數(shù)不足22塊 總的理論板數(shù)4.6 實際板數(shù)的確定4.6.1 全塔效率ET的計算通過摩爾分?jǐn)?shù)，在苯-甲苯汽液相平衡圖上查得，XD =0.995，tD=80.01，XW =0.00353，tW=110.56。塔頂塔底的平均溫度為95.3

22、 查表得出苯和甲苯的粘度分別為0.267mpa·s 和0.275 mpa·s ，L=x苯·L苯+ x甲苯·L甲苯=0.36×0.267+(1-0.36)×0.275=0.272 mpa·s 根據(jù) 4.6.2 實際板數(shù)的確定精餾段實際板層數(shù)N精= 塊提餾段實際板層數(shù)N提= 塊第5章 塔體主要工藝尺寸的設(shè)計5.1 塔體設(shè)計所需物性數(shù)據(jù)計算1.操作壓力的計算 塔頂操作壓力PD =101.3 kPa 每層塔板壓降 0.64 kPa 加料板上一塊塔板壓力PF-1=101.3+0.64×9=107.06 kpa 進料板壓力PF

23、-=101.3+0.64×10=107.7 kpa 塔壓力PW=101.3+0.64×44=129.46 kpa 精餾段平均壓力 P=（101.3+107.06）/2=104.18 kpa 提餾段平均壓力 P=（107.7+129.46）/2=118.58 kpa2. 操作溫度的計算 根據(jù)苯-甲苯 泡點方程通過試差法計算出泡點溫度。 , , 精餾段溫度, 提餾段溫度 3.平均摩爾質(zhì)量計算 塔頂平均摩爾質(zhì)量： X1=0.988 Y1=0.995MVDm=0.995×78.11+(1-0.995)×92.13=78.18 kg/kmolMLDm=0.988&

24、#215;78.11+(1-0.988)×92.13=78.28 kg/kmol 加料板上一塊塔板平均摩爾質(zhì)量： XF-1=0.342 YF-1=0.565MVFm=0.565×78.11+(1-0.565)×92.13=84.20 kg/kmolMLFm=0.342×78.11+(1-0.342)×92.13=87.33 kg/kmol 加料板平均摩爾質(zhì)量： XF=0.293 YF=0.508MVFm=0.508×78.11+(1-0.508)×92.13=85.00 kg/kmolMLFm=0.293×78.1

25、1+(1-0.293)×92.13=88.03 kg/kmol塔底平均摩爾質(zhì)量： XW=0.00353 YW=0.009345MVFm=0.009345×78.11+(1-0.009345)×92.13=92.00kg/kmolMLFm=0.00353×78.11+(1-0.00353)×92.13=92.08kg/kmol 精餾段平均摩爾質(zhì)量： MVm=(MVDm+MVFm)/2 =(78.18+84.20)/2= 81.19kg/kmol MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(78.28+87.33)/2=82.81 kg/kmol 提餾

26、段平均摩爾質(zhì)量： MVm=(MVDm+MVFm)/2 =(85+92.00)/2=88.04 kg/kmol MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(88.03+92.08)/2=90.06 kg/kmol4.平均密度計算 氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程式計算，即 液相平均密度計算液相平均密度計算依下式計算，即：塔頂液相平均密度的計算由 ，查液體在不同溫度下的密度表得： 進料板液相平均密度的計算由 ,查液體在不同溫度下的密度表得 精餾段的平均密度為塔底液相平均密度的計算由，查液體在不同溫度下的密度表得 提餾段的平均密度5.液體平均表面張力計算 查表得 塔頂溫度：tD=80.01 時： 1=

27、21.2 mN/m 2=21.7 mN/m LDM=0.995×21.1+0.005×21.5=21.202 mN/m 加料板塔板溫度tF=94.92時 1=19.4 mN/m 2=20.0 mN/m LFM=0.293×19.4+0.584×20.0=19.82 mN/m 塔底溫度tF=110.54時 1=17.45mN/m 2=18.35 mN/m LWM=0.00353×17.45+0.99647×18.35=18.35 mN/m 精餾段的平均液體表面張力： LM=(LDM +LFM)/2=20.51 mN/m 提餾段的平均液體

28、表面張力： LM=(LFM +LWM)/2=19.09 mN/m5.2 板式塔的設(shè)計計算5.2.1 板式塔的塔體工藝尺寸計算1.精餾段塔徑精餾段汽、液相體積流率為： m3/S m3/S 由 ， 取板間距HT=0.5m , hL=0.075m , HT -hL=0.5-0.075=0.425m C20 由圖查取圖的橫坐標(biāo)為： ，查表得出C20=0.092 則 m/s取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為:U=0.6Umax=0.6×1.5603=0.9362m/s則 = m ，圓整后2.0m。截塔面積為： m2 實際空塔氣速為： m/s2.精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為：Z精=（N精

29、-1）HT=(19-1)×0.5=9m3.溢流裝置的計算因為塔徑為2.0m，且流量為Lh=3600Ls=3600×0.00689=24.8m3/h,可選單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。 堰長lW=0.7D=0.7×2.0=1.4m 溢流堰高度hW=hL-hOW 選用平直堰，堰上液層高度hOW 近似取E=1 ,則 取板上清液層高度 hL=75mm 故：hW=hL-hOW=0.075-0.0193=0.0557m 弓形降液管寬度Wd 和截面積Af 由lW/D=0.7查圖得 Af/AT=0.094 , Wd/D=0.15則： 故Af=0.094×AT=0.0

30、94×3.14=0.295 m2 Wd=0.149×D=0.15×2.0=0.30 m 驗算液體在降液管中停留時間 ： =s > 5s 故降液管設(shè)計合適 降液管底隙高度h0 : 取=0.16m/s 則： m 又 hW-h0=0.0557-0.0308=0.0249 m>0.006m 故降液管底隙高度設(shè)計合理，選用凹形受液盤，深度h'w=50mm4.安定區(qū)與邊緣區(qū)的選擇安定區(qū)：鼓泡區(qū)與溢流區(qū)之間的區(qū)域為安定區(qū)，此區(qū)域不安裝浮閥，設(shè)置這段安定地帶，以免液體大量夾帶泡沫進入降液管。其寬度WS可按下列范圍選取，即 ： 當(dāng)D<1.5m時，WS為60

31、到70 mm 當(dāng)D>1.5m時，WS為80到110 mm由于精餾段塔徑D=2.0m>1.5m，故取WS=85 mm。邊緣區(qū)：塔壁部分留出的一圈邊緣區(qū)域，供支承塔板的邊梁使用。寬度WC視具體需要而定，小塔為30到50mm,大塔可達50到70mm。由于精餾段塔徑D=2.0m>1.5m，故取WC=55 mm。5.鼓泡區(qū)閥孔數(shù)的確定及排列浮閥選型：F-1型浮閥閥孔氣速u0的計算 取F0=11 則m/s浮閥數(shù)N計算： 式中d0 =0.039m = 塔板開孔率 開孔率塔板的布置與浮閥的排列 塔板分塊 塔徑D/mm8001200140016001800200022002400塔板分塊數(shù)34

32、56 因 D>800mm 故塔板采用分塊式，查表的塔塊分為5塊 開孔區(qū)面積Aa 邊緣區(qū)和安定區(qū)的寬度：WS =WS=85mm WC=55mm m m 得出 m2 閥孔計算及其排列 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排方式 取同一橫排的孔心距a=75mm=0.075m則 估算排間距h= 考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊板的支撐與銜接也 要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此，排間距可采用0.07m。按a=75mm,h=0.07m重新排列閥孔。實際孔數(shù)為309個。 此時的 閥孔動能因子變化不大，仍在912的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實排數(shù)適用。 閥孔按正三角形叉排，取閥孔間距t為： 又t常取0.0

33、75 故根據(jù)以上條件繪制塔板布置圖 算出N=244 根據(jù) m/s 5.2.2 流體力學(xué)校驗氣相通過浮閥塔板的壓力降干板阻力 液層阻力h1 h1 =（hW+hOW） 由于所分離的苯和甲苯混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)取0.45 則 h1=0.45×(0.0557+0.0193)=0.03375 m液柱 液體表面張力h 數(shù)值很小，設(shè)計時可以忽略不計 則： hp=hc+h1+h=0.041+0.03375+0=0.07475 m液柱 則： 氣體通過每層塔板的壓降P為 P=hP·L·g=0.07475×805.2×9.81=590.45pa <

34、 640pa，故滿足。2.液面落差 對于篩板塔,液面落很小,且此塔徑和液流量均不大,故可忽略液面落差的影響。 3液泛的校核 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) Hd=hp+hl+hd氣體通過塔板的壓強降所相當(dāng)?shù)囊后w高度hp，前已算hp=0.07475m液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進口堰故 Hd=板上液層高度，前已選定hl=0.07m則Hd=0.081+0.07+0.00062=0.1520m取=0.5 又已選定HT=0.45m，hw=0.055m，則(HT+hw)=0.5×（0.45+0.055）=0.25m可見Hd(HT+hw),符合防止淹塔的

35、要求4.液沫夾帶的校核液沫夾帶按下式計算：故在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)泛點率的計算時間可用式：和塔板上液體流程長度塔板上液流面積苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0, 式中：CF為泛點負荷因數(shù)可由如下泛點負荷系數(shù)圖表查得 ,將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點率F1為 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%，所以能滿足的工藝的要求。5漏液 5.2.3 精餾段負荷性能圖及操作彈性1.霧沫夾帶線根據(jù)經(jīng)驗值，因該塔徑1.8m 控制其泛點率F1=80% 由HT=0.5m , 可查表得CF=0.132 ZL=D-2Wd =

36、1.8-2×0.268=1.264m Ab= AT-2Af=2.54-2×0.239=2.062m 則 計算整理可得：VSS2.液泛線取Hd=（HT+hW）則Hd=0.5×(0.5+0.581)=0.279Hd=hw+how+hd+hp+其中：hp=hc+h1=+（hW+hOW）取=0.5，則 hp=+0.5（hW+hOW）又有，0 代入hw+how+hd+hp+=0.279，化解得：3. 液相上限線當(dāng)停留時間取最小時，LS為最大，取停留時間為5s。 因Af=0.239m2 HT=0.5m 則 4. 液相下限線因堰上液層厚度how為最小值時，對應(yīng)的液相流量為最小。

37、 設(shè)how,小=0.006m 又 由 E=1 ,Lw=1.26 ,how,小=0.006m 則推出 LS=0.001075 m3/s5.漏液線取F0，小=5 則 又 6. 操作負荷線當(dāng)操作中回流比恒定時，操作線斜率故在L-V坐標(biāo)圖上，通過原點0 斜率390.73的直線0A即為操作線7.精餾段負荷性能圖8. 操作彈性查上圖可得V大=3.50 m3/s，V小=0.882m3/s所以操作彈性為 （滿足設(shè)計要求）5.3 提餾段塔徑塔板的設(shè)計計算5.3.1 提餾段塔板參數(shù)的計算與選擇1.精餾段塔徑精餾段汽、液相體積流率為： m3/S m3/S 由 取板間距HT=0.5m , hL=0.095m , HT

38、 -hL=0.5-0.095=0.405m C20 由圖查取圖的橫坐標(biāo)為： ，查表得出C20=0.0907 則： m/s 取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為 ： U=0.6Umax=0.6×1.38=0.828m/s則 圓整后2.0m截塔面積為： m2實際空塔氣速為： m/s2.精餾段有效高度的計算提餾段有效高度為：Z提=（N提 -1）HT=(26-1)×0.5=12.5m3.溢流裝置的計算因為塔徑為2.0m，且流量為Lh=3600Ls'=3600×0.0156=56.16m3/h , 可選單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。 堰長lW=0.7D=0.7

39、15;2.0=1.4m 溢流堰高度hW=hL-hOW 選用平直堰，堰上液層高度hOW 近似取E=1 則：m 取板上清液層高度hL=95mm 故： hW=hL-hOW=0.095-0.033=0.062m 弓形降液管寬度Wd 和截面積Af 由lW/D=0.7 查圖得 Af/AT=0.094, Wd/D=0.149 故 Af=0.094×AT=0.094×3.14=0.295m2 Wd=0.2×D=0.149×2.0=0.298m 驗算液體在降液管中停留時間： =s>5s 故降液管設(shè)計合適 降液管底隙高度h0 取=0.25m/s 則m 又hW-h0=0

40、.061-0.046=0.015m > 0.006m 故降液管底隙高度設(shè)計合理,選用凹形受液盤，深度h'w=50mm .4.安定區(qū)與邊緣區(qū)的選擇安定區(qū)：鼓泡區(qū)與溢流區(qū)之間的區(qū)域為安定區(qū)，此區(qū)域不安裝浮閥，設(shè)置這段安定地帶，以免液體大量夾帶泡沫進入降液管。其寬度WS可按下列范圍選取，即 ： 當(dāng)D<1.5m時，WS為60到70 mm 當(dāng)D>1.5m時，WS為80到110 mm由于精餾段塔徑D=1.8m>1.5m，故取WS=85 mm。邊緣區(qū)：塔壁部分留出的一圈邊緣區(qū)域，供支承塔板的邊梁使用。寬度WC視具體需要而定，小塔為30到50mm,大塔可達50到70mm。由于精

41、餾段塔徑D=1.8m>1.5m，故取WC=54 mm。5.鼓泡區(qū)閥孔數(shù)的確定及排列浮閥選型：F-1型浮閥閥孔氣速u0的計算 取F0=10 則m/s浮閥數(shù)N計算： 式中d0 =0.039m =塔板開孔率 開孔率塔板的布置與浮閥的排列 塔板分塊 塔徑D/mm8001200140016001800200022002400塔板分塊數(shù)3456 因 D>800mm 故塔板采用分塊式，查表的塔塊分為5塊 開孔區(qū)面積Aa 邊緣區(qū)和安定區(qū)的寬度：WS =WS=85mm WC=54mm m m 得出 m2 閥孔計算及其排列閥孔按等腰三角形叉排，取閥孔間距t為： 又t常取0.075 故根據(jù)以上條件繪制塔

42、板布置圖 算出N=276 根據(jù) m/s 5.3.2 流體力學(xué)校驗1.塔板壓強降hp hp=hc+h1+h干板壓強降hc > 故：操作時浮閥全開 所以 m液柱液層阻力h1 h1 =（hW+hOW）取0.45 則 h1=0.45×(0.062+0.033)=0.04275 m液柱液體表面張力h 數(shù)值很小，設(shè)計時可以忽略不計 則 hp=hc+h1+h=0.036+0.04275+0=0.07875m液柱 則：氣體通過每層塔板的壓降P為 P=hP·L·g=0.07875×9.81×781.44=603.69pa < 640pa(設(shè)計允許值)

43、2.液泛的校核 為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應(yīng)大于管內(nèi)泡沫層高度。 即：Hd（HT+hW） 又 Hd=hw+how+hd+hp+ 式中： 苯-甲苯屬于一般物系，取0.5 ，對于浮閥塔0 hd= hw+how+hd+hp+=0.062+0.033+0.0125+0.07875=0.1862 m液柱 （HT+hW）=0.5×(0.5+0.062)=0.281 m液柱因0.1862<0.281，故本設(shè)計中不會出現(xiàn)液泛3.霧沫夾帶的校核 綜合考慮生產(chǎn)能力和塔板效率，一般應(yīng)使霧沫夾帶量eV限制在10%以下， 校核方法常為：控制泛點百分率F1的數(shù)值。所謂泛點率指設(shè)計負荷與泛點負 荷之比

44、的百分?jǐn)?shù)。其經(jīng)驗值為大塔F1<80%-82% F1的數(shù)值可用下兩使進行計算，然后取較大值。 或 式中：ZL=D-2Wd ， Ab= AT-2Af K為物性系數(shù)，其值可查下表：系 統(tǒng)物性系數(shù)K無泡沫，正常系統(tǒng)1.0氟化物（如BF3,氟利昂）0.9中等發(fā)泡系統(tǒng)（如油吸收塔，胺及乙二醇再生塔）0.85多泡沫系統(tǒng)（如胺或乙二胺吸收塔）0.73嚴(yán)重發(fā)泡系統(tǒng)（如甲乙酮裝置）0.60形成穩(wěn)定泡沫的系統(tǒng)（如堿再生塔）0.30 因為苯與甲苯為正常體系，故其K=1 式中：CF為泛點負荷因素可由如下泛點負荷系數(shù)圖表查得 由HT=0.5m , 可查表得CF=0.133 ZL=D-2Wd =2.0-2×

45、0.298=1.404m Ab= AT-2Af=3.14-2×0.295=2.55m 則 其中55.61% > 48.75% 故 F1 =55.61% 因為55.61%<80% 故本設(shè)計中的霧沫夾帶量eV在允許范圍之內(nèi)。4.降液管內(nèi)的停留時間的校核 由實踐經(jīng)驗可知，液體在降液管內(nèi)停留的時間不應(yīng)小于3-5s液體在降液管中停留時間 =s>5s 故降液管設(shè)計合適5.3.3 提餾段負荷性能圖及操作彈性計算1.霧沫夾帶線由HT=0.5m , 可查表得CF=0.133 ZL=D-2Wd =2.0-2×0.298=1.404m Ab= AT-2Af=3.14-2×0.295=2.55m則 計算整理可得：VSS2.液泛線取Hd=（HT+hW）則Hd=0.5×(0.5+0.581)=0.279Hd=hw+how+hd+hp+其中：hp=hc+h1=+（hW+hOW）取=0.5，則 hp=+0.5（hW+hOW）又有，0 代入hw+how+hd+hp+=0.279，化解得：3.液相上限線當(dāng)停留時間取最小時，LS為最大，取停留時間為5s。因Af=0.239m2 HT=0.5m 則 4.液相下限線因堰上液層厚度how為最小值時，對應(yīng)的液相流量為最小。 設(shè)how,小=0.0