處理量為12噸小時的二硫化碳和四氯化碳分離精餾塔設計書

1、處理量為12噸/小時的二硫化碳 和四氯化碳分離精餾塔設計書第1.1流程的設計及說明Vh-1塔頂產(chǎn)品（或冷除比謂出幀）T m加熱水裁汽再澤誥$冷凝水Ld n圖1板式精餾塔的工藝流程簡圖工藝流程：如圖1所示。原料液由高位槽經(jīng)過預熱器預熱后進入精餾塔操作時連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜殘液）再沸器中原料液部分汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝 器中全部冷凝或部分冷凝，然后進入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。并將冷凝液 借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過冷凝器后被送出作為 塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進行，流程中還要考慮設置原料槽。產(chǎn)品槽和相應的泵，有時還要設

2、置高位槽。為了便于了解操作中的情況及 時發(fā)現(xiàn)問題和采取相應的措施，常在流程中的適當位置設置必要的儀表。 比如流量計、溫度計和壓力表等，以測量物流的各項參數(shù)。1.2【已知參數(shù)】：主要基礎數(shù)據(jù)：表1二硫化碳和四氯化碳的物理性質(zhì)項目分子式分子量沸點C）密度g / cm3二硫化碳CS27646.51.260四氯化碳eg15476.81.595表2液體的表面加力（單位:mN/m）溫度C46.55876.5二硫化碳28.526.824.5四氯化碳23.622.220.2表3常壓下的二硫化碳和四氯化碳的氣液平衡數(shù)據(jù)液相中二硫化氣相中二硫化液相中二硫化氣相中二硫化碳摩爾分率x碳摩爾分率y碳摩爾分率x碳摩爾分率

3、y000.39080.63400.02960.08230.53180.74700.06150.15550.66300.82900.11060.26600.75740.87900.14350.33250.86040.93200.25800.49501.01.01.3選塔依據(jù)工業(yè)上，塔設備主要用于蒸餾和吸收傳質(zhì)單元操作過程。對于一個具體的 分離過程，通常按以下五項標準進行綜合評價：（1）通過能力大，即單位塔截面能夠處理得氣液負荷高；（2）塔板效率高；（3）塔板壓降低；（4）操作彈性大；（5）結構簡單，制造成本低。而篩板塔是現(xiàn)今應用最廣泛的一種塔型， 設計比較成熟，具體優(yōu)點如下：（1）結構簡單、金屬

4、耗量少、造價低廉。（2）氣體壓降小、板上液面落差也較小。（3）塔板效率較高，改進的大孔篩板能提高氣速和生產(chǎn)能力， 且不易堵 塞塞孔。因此對于苯和甲苯物系，有側線進料和出料的工藝過程，選用板式塔較 為適宜。第二章【設計計算】2.1、精餾流程的確定二硫化碳和四氯化碳的混合液體經(jīng)過預熱到一定的溫度時送入到精 餾塔，塔頂上升蒸氣采用全凝器冷若冰霜凝后， 一部分作為回流，其余的 為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送到貯中，塔釜采用間接蒸氣再沸器供熱，塔底產(chǎn)品 經(jīng)冷卻后送入貯槽。流程圖如圖1所示。2.2、塔的物料衡算（一）、料液及塔頂塔底產(chǎn)品含二硫化碳的質(zhì)量分率aF0.34760.2030.3476 (10.34)154

5、aD0.97760.9410.9776 (10.97)154aw0.04760.02010.0476 (10.04)154（二）、平均分子量M F0.3476 (10.34)154127.48Md0.9776 (10.97)15478.34M w0.0476 (10.04)154150.88（三八物料衡算每小時處理摩爾量F 120001200094.13kmol/hM f127.48總物料衡算D W F易揮發(fā)組分物料衡算0.97D 0.04W 0.34F聯(lián)立以上三式可得：D 30.43kmol/hW 63.73kmol / hF 94.13kmol/h2.3、塔板數(shù)的確定（一）理論板Nt的求法

6、根據(jù)二硫化碳一四氯化碳氣液平衡組成與溫度的關系數(shù)據(jù)表，用插值法求全塔溫度：塔頂溫度46.3 48.5tD 46.3tD 46.54 C100.086.0498.5100.0進料溫度tF 58C塔釜溫度74.9 73.1tw 76.7,乂 76.65 C0 2.960.07760 Lw精餾段平均溫度t=tD（精）2tp52.27 C提餾段平均溫度ttWtm（提）,tF67.33 C根據(jù)二硫化碳一四氯化碳氣液平衡組成與溫度的關系數(shù)據(jù)表，用插值 法求汽相組成：塔頂處汽相組成48.5 46.546.65 46.5“ “yD 99.2693.2 100.0yD 100.0進料處汽相組成yF 67.07%

7、yw 4.3%63.4 74.7yF 63.4塔釜處汽相組成74.9 73.176.773.18.23 15.55yW 15.55 相對揮發(fā)度的求解塔頂處相對揮發(fā)度由 xD0.97; yD 0.9926 得進料處相對揮發(fā)度由 xF 0.34; yF0.6707 得塔釜處相對揮發(fā)度由 xW0.04; yW0.043 得0/99262.04280.970/67071.9570.340.043 1 0.043/1.920.04精餾段平均相對揮發(fā)度葉精七丄2.00。提餾段平均相對揮發(fā)度m(提)七丄1.94 C(1) 平衡線方程X1 (1)x2.88x1.88x依公式RminXd y 0.97 0.58

8、130.5813 0.32731.5894取操作回流比 R 2Rmin 2 1.5894 3.1788(4) 精餾段操作線方程0.7607x 0.2357RXD3.17880.97yxxR 1 R 13.1788 13.1788 1(5) 提餾段操作線方程 提餾段操作線過點c(xw,xw)和精餾段操作線方程與q線方程的交點d,連 接c、d即為提餾段操作線方程。圖2二硫化碳、四氯化碳的y-x圖及圖解理論板上作圖解得：Nt (9.5 1)層(不包括塔釜)，其中精餾段為5層，提餾段為3.5層.(二) 全塔效率EtEt 0.17 0.616lgm 0.34 A 0.66 B0.33 0.3 0.66

9、0.681.428故：Et 0.17 0.616lg1.428 0.43（三）實際板數(shù)N精餾段：N精5/Et 12層提餾段：N提3.5/Et 9層第三章板式塔主要工藝尺寸的設計計算3.1塔工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算（一）操作壓強的計算Pm塔頂壓強PD=4+101.3=105.3kPa取每層塔板壓降厶P=1.0kPa貝進料板壓強：Pf=105.3+10 1.0=113.7kPa塔釜壓強：FW=105.3+9 0.7=121.3kPa精餾段平均操作壓強：Pm=105.3 113.7 =109.5 kPa2提餾段平均操作壓強：P' m = 114.3 121.3 =116.8kPa.2（三）平均

10、摩爾質(zhì)量計算塔頂摩爾質(zhì)量的計算：由xd=y1=0.97查平衡曲線,得x1=0.927M VDm 0.97 76（1 0.97） 15484.96kg/kmolM LDm 0.927 76 (1 0.927) 15475.07 kg/kmol ;進料摩爾質(zhì)量的計算：xf=0.388由平衡曲線查的：y f=0.582MvFm 0.582 76(1 0.582) 15498.98kg/kmol ;M LFm0.388 76 (1 0.388) 154123.74 kg / kmol ;塔釜摩爾質(zhì)量的計算：由平衡曲線查的:xw=0.04X1 =0.127M VWm 0.04 764 (1 0.04)

11、154150.88 kg / kmolM LWm 0.127 76 (1 0.127) 154 144.1kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量：99.405kg / kmol ;MVm(精)(84.96 98.98).291.97kg/kmol ;MLm(精)(75.07 123.74). 2提餾段平均摩爾質(zhì)量:M Vm(提)(98.98 150.88) 2124.54kg/kmol;M Lm(提)(123.74 144.1)2133.92kg/kmol;A =0.941, B =0.059 ；（四）平均密度計算:位置溫度C）(CS2)3 (kg/m )(CCI4)3(kg/m)(CSJ(cciq

12、塔頂46.54122415430.9410.059進料口 58120615080.2030.797塔釜76.65117714850.02010.97991、液相密度Lm :塔頂部分依下式：不同溫度下AB1為質(zhì)量分率）；其中(LmCS2 CCl 4的密度及質(zhì)量分數(shù)列表LBLA即：1Lm0.94112240.0591543Lm 1269.5kg / m3 ；1 0.2031 0.2031 LFm 12061508LFm 1503.3kg / m塔釜處液相組成：由xv=0.04得aw =0.0201 ；0.0201 1 0.020111771485故精餾段平均液相密度：1 / LWm3LWm 152

13、4.2kg / m3Lm(精)(753.4 867.9) 2 810.7kg/m ；提餾段的平均液相密度:Lm( 提)(1627.5 1513.3)231572.4kg/m ；2、氣相密度Vm精餾段的平均氣相密度Vm(精)PmM vm(精)RT 8.314 (52.25 273.1)109.5 91.973.78kg/m3提餾段的平均氣相密度P mM Vm(提)116.8 124.54 L , 3Vm(提) RT 8.314 (67.25 273.1). g 山（五）液體平均表面力m的計算位置溫度(CS2)(cc.)C)(mN/m)(mN/m)塔頂46.5428.41623.669進料口 58

14、26.75922.286塔釜76.6524.08920.067不同溫度下CS2 CCI4的表面力nx iLm液相平均表面力依下式計算，及 塔頂液相平均表面力的計算：LDm 0.97 28.416 0.03 23.66928.73mN / m ; 進料液相平均表面力的計算LDm 0.34 26.759(1 0.34) 22.28623.774mN/m ; 塔釜液相平均表面力的計算LWm 0.05 24.089(1 0.05) 20.06720.083mN / m ;則:精餾段液相平均表面力為：m(精)(28.73+23.774)2=26.25 mN/m提餾段液相平均表面力為：m(提)(23.77

15、420.083):221.928 mN/m液體平均粘度的計算Lm液相平均粘度依下式計算，即LmXi i ；塔頂液相平均粘度的計算，由由tD =46.54 C查手冊得:A 0.33mPags;B 0.71mPags;LDm0.97 0.33 0.03 0.71 0.414mPags ;進料板液相平均粘度的計算：由tF =58C手冊得:A 0.25mPags;B 0.51mPags;LFm0.34 0.28 0.66 0.640.5176mPags ;A 0.28mPags;B 0.64mPags;塔釜液相平均粘度的計算：由tW =76.65 C查手冊得:LWm0.04 0.25 0.95 0.5

16、10.486mPags;3.2、精餾塔氣液負荷計算精餾段：V=（R+1） D'139.15kmol/hVsVM Vm（精）139.1591.971.01m3/s3600 Vm（精）36003.78L=RD108.32kmol/hLsLM Lm（精）108.3299.4050.00203m3 / s3600 Lm（精）36001394.3L h=3600 0.00203=8.08 m3 / h提餾段：V' V 139.15kmol ;S（提）V M Vm（提）3600 Vm（提）139.15 124.543600 5.140.941m3 / s;L=L+F=117.37+94.1

17、3=209.5kmol/hL'sILM Lm（提）3600 Lm（提）209.5 133.923600 1574.80.00289m3/s ;'3Lh 3600 0.002899.92m /h ;3.3、塔和塔板的主要工藝尺寸的計算（一）塔徑D參考下表初選板間距HT=0.40m,取板上液層高度HL=0.07m 故：精餾段：HT-h l=0.40-0.07=0.31 1（）（色）2 （°023）（1394）- 0.047 查圖表Vsv 1.043.78C20 =0.072 ;依公式C C20（）0.20.072（ 26）°.20.0721 ；20 20 20U

18、max CV 3.78取安全系數(shù)為0.7，則:u=0.7 Umax =0.71.489=1.0423m/s4 j°4 0.78m/s1.32塔的橫截面積AT4D22 2-1.31.3267m4提餾段:IILsL(/)()V s V0.00277 1574.8 寸未向()()2 0.0507;查圖0.9565.14C20 =0.068 ;依公式:0 2C C20() .0.068200.222.09 0.0694 ； 200.0694Umax C15748 5141.213m/s5.14取安全系數(shù)為0.70，0.7 1.2130.849m/s ；4 °.9561.20m ；0

19、.849故：D 民厲0£272m ；按標準，塔徑圓整為1.3m,則空塔氣速為4Vl D2為了使得整體的美觀及加工工藝的簡單易化，在提餾段與精餾段的塔徑相 差不大的情況下選擇相同的尺寸； 故:D'取 1.3m塔的橫截面積：AT -d'2 -1.32 1.3267m244空塔氣速為u' 4Vs2D2板間距取0.4m合適（二）溢流裝置 采用單溢流、 堰。各計算如下：4 0.95620.720m/s1.32弓形降液管、平形受液盤及平形溢流堰，不設進流精餾段:1、溢流堰長 lw為 0.7D，即：lw 0.7 1.30.91m ;2、出 口堰咼 h w hw=hL-h o

20、w由 WD=0.91/1. 4 =0.7,Lh.l2：10.48m查手冊知:0.91E為1.03依下式得堰上液高度：how2.84 LhE 1000 lw2.8410001.038.28 備0.910.013m故：hw hL-how 0.07 0.0130.057 m3、降液管寬度Wd與降液管面積Af有 lw/D=0.7 查手冊得 Wd/D 0.14,Af/“0.08故: Wd =0.14D=0.141.3=0.182mAf 0.08 D20.08 1.320.1062 m244AfHTLs0.1062 0.40.002035s,符合要求4、降液管底隙高度h0取液體通過降液管底隙的流速u0 =

21、0.1m/s依式計算降液管底隙高度h。， 即: h00.00203lwU00.91 0.10.0212m提餾段:1、溢流堰長 l'w為 0.7 D'，即:I w 0.7 1.3 0.91m ；2、出口堰高 hwhw=hL-h°w ；由 I w/D=0.91/1.3=0.7 ， Lh . l25w9 76站佗6查手冊知E為1.04依下式得堰上液高度:h'竺 E Low'1000 lw竺 1.041000空P30.0119m0.91hw 0.07 0.01190.0581m。1、降液管寬度W d與降液管面積Af有丨w / D =0.7查手冊得Wd / D0

22、.14,Af/At 0.08故: W d=0.14D=0.141.3=0.182m 2Af 0.08 D'20.0840.1062 m2Af Ht0.1062 0.4Ls0.0028915.28s5s,符合要求 降液管底隙高度h。取液體通過降液管底隙的流速u0 =0.08m/s依式計算降液管底隙高度h。h0亙遊迄0.0367mI wu00.56 0.08（三）塔板布置1、取邊緣區(qū)寬度 Wc =0.035m ,安定區(qū)寬度 Ws=0.065m精餾段：依下式計算開孔區(qū)面積222 .1 xA 2 x R xR sin -180R其中xD1 3Wd Ws0.182 0.0650.403m22D1

23、.3RWc0.0350.615m22故：1 0.403A22 2 20.403. 0.615 0.4030.615 sin1800.61520.915m提餾段：依下式計算開孔區(qū)面積' ' ： '2 '2A 2 x R2 x22 R sin1 x1180R1 0.4032 0.403. 0.61520.22320.6152sin1800.615=0.915m2其中X1Dw' dw'1.3s0.182 0.0650.403m221R1DWc1.30.0350.615m22（四）篩孔數(shù)n與開孔率為 4mm,取篩孔的孔徑do為5mmE三角形排列，一般碳鋼

24、的板厚取 t/d03.5 故孔中心距 t=3.55.0=17.5mm依下式計算塔板上篩孔數(shù)n ,即0.915 3970孔31158 1031158 1017.52AoA也二 7.5% （在 515湎）（t/d。）精餾段每層板上的開孔面積Ao為2A A 0.075 0.9150.0686m氣孔通過篩孔的氣速u0色 丄04 15.16m/sA 0.686提餾段每層板上的開孔面積 Ao為Ao A 0.075 0.915 0.0686mI氣孔通過篩孔的氣速U0 *器15-m/s（五）塔有效高度精餾段 Z精（12-1）0.4=4.4 m ；提餾段有效高度Z提（9-1）0.4=3.2 m ；在進料板上方開

25、一人孔，其高為 0.8m，般每68層塔板設一人 孔（安裝、檢修用），需經(jīng)常清洗時每隔34層塊塔板處設一人孔。設人 孔處的板間距等于或大于600m根據(jù)此塔人孔設4個。故：精餾塔有效 高度Z Z精 Z提 3 0.84.43.22.410m3.4 篩板的流體力學驗算（一）氣體通過篩板壓降相當?shù)囊褐叨萮p1、根據(jù) hp入hlh干板壓降相當?shù)囊褐叨萮e2、根據(jù)d。/5/4 1.25，查干篩孔的流量系數(shù)圖c。0.89精餾段由下式得2 2uuov15.163.78hc =0.051-0.0510.0271mCo l0.891394.3提餾段由下式得215.165.140.0510.0428m0.8915

26、74.82he0.051 魚 Col3、精餾段氣流穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨萮lVs1.04uAtAf0.8595 m/ s1.327 0.1062F 山 一V 0.8595 3.78 1.878由圖充氣系數(shù)0與Fa的關聯(lián)圖查取板上液層充氣系數(shù)0為0.57則 hl= 0 hL = 0 hw h°w0.57 0.07 0.0399m提餾段氣流穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨萮lVsuAtAf0.9560.783m/s1.327 0.1062F山v0.783.514 1.775由圖充氣系數(shù)0與Fa的關聯(lián)圖查取板上液層充氣系數(shù)0為0.58則 hl = 0 hL= 0 hw h°

27、w0.58 0.07 0.0406m3、精餾段克服液體表面力壓降相當?shù)囊褐叨萮0.001515m4 26.06 10Lgdo1384.3 9.81 0.005提餾段克服液體表面力壓降相當?shù)囊褐叨?h4Lgd04 22.09 101574.8 9.81 0.0050.001236m故精餾段hp =0.0301+0.0399+0.001515=0.05851m單板壓降P hp Lg =0.05851 1394.3 9.81 800.3pa 0.8003kpa( 1.0kpa)(設計允許值)故提餾段hp 0.00483+0.0406+0.001236=0.06463mr單板壓降P hp Lg =

28、0.06463 1521.4 9.81964.6pa 0.9646kpa( 1.0kpa)(設計允許值）（二）精餾段霧沫夾帶量ev的驗算3.26由式Z 10亠_Ht hf5.7 10 6326.06 10.20.8595= 0.0249kg 液/kg 氣0.1kg 液0.4 2.5 0.07/kg氣故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶提餾段霧沫夾帶量ev的驗算由式ev=5.7 1063.2uHt hf=5.7 100.7833"22.09 10 3 0.4 2.5 0.07/kg氣故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶=0.0239kg 液/kg 氣0.1kg 液（二）精餾段漏液的驗算uo

29、w4.4C。、一0.0056一0.1311廠h4.4x0.89 0.0056 0.13 0.07 0.001521394.3/3.78=8.6m/s篩板的穩(wěn)定性系數(shù)k蟲1516uow 8.9故在設計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液提餾段漏液的驗算1.76( 1.5)uow 4.4C。0.0056 0.13h h i v4.4 0.89. 0.0056 0.13 0.07 0.001441574.8/5.14=8.6m/s篩板的穩(wěn)定性系數(shù)k匹空Uow 7.89故在設計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液1.92( 1.5)（四）精餾段液泛驗算為防止降液管液泛的發(fā)生，應使降液管中清液層高度HdHt 5由HdhphLhd計

30、算Hdhd0.153Lslw h020.00230.153 -0.91 0.0251.56 10 30.001526mH d =0.082+0.06+0.00098=0.13m取=0.5，貝U ht hw =0.5 (0.4+0.057 ) =0.2285m故HdHt hw，在設計負荷下不會發(fā)生液泛提餾段液泛驗算為防止降液管液泛的發(fā)生，應使降液管中清液層高度HdHt hw由Hd hp hLhd計算HdLS220.00277hd0.1530.153l w h00.91 0.030431.534 10 30.00153mHd =0.0903+0.07+0.00153=0.162m取 =0.5，則H

31、t 九=0.5 (0.4+0.0554)=0.2272m故Hd Hthw，在設計負荷下不會發(fā)生液泛2.5 塔板負荷性能圖精餾段(一)霧沫夾帶線(1)3.2厶 5.7x106 ueHt hf式中 u *Vs0.819vs(a)At Af1.327 0.10622/333600Lhf =2.5 hw how2.5 h 2.84 10 El w近似取 E 1.0，hw=0.0569m, lw=0.91m故 hf =2.5 0.05692.84x103600 Ls0.912/3=0.1423+1.6772/3(b)取霧沫夾帶極限值ev為0.1Kg液/Kg氣，已知 =20.06mN/m ,Ht =0.4

32、m,并將（a）, （b）式代入5.7 10 63.2uHt hf得0.15.7 1026.465 100.8574vs2/30.4 0.1423 1.677LS3.2(1)整理得vs = 2.132 14.70 Ls2/3此為霧沫夾帶線的關系式，在操作控制圍去幾個Ls,計算出相應的Vs值 列于表4中Ls. m3 /s0.6 10-31.5 10-33.0 10-34.5 10-3Vs. m3/ s2.1072.0121.9311.843（二）液泛線令肌(Ht hw)Hd hp hL hdhp 入九 hhLhwhow聯(lián)立得(Ht hw) hp hw how hd近似的取E=1.0, lw 0.9

33、1how2.84103（型生）2/3lw2.84 103(36001s )2/ 3(0.91 )整理得 how0.6954ls2/3(c)hc 0.51件)2(亠)0.51(總)2()C0lC0A0l0.51(Vs)2()0.89 0.06861394.320.031351VS取0 0.6,近似的有hco(hw how)0.62/30.3141 0.409Ls(0.057 0.7104Ls2/3)h 0.001515故：hp 0.3071Vs20.3141 0.409Ls2/3 0.001515(d)由式 hd 0.153(lwsh°)2Ls°.153(E25)22296.

34、6 Ls(e)將 Ht 0.4m, hw 0.057,0.5,及(c),(d),(e) 代入得22/30.03071Vs0.409Ls0.0570.5(0.4 0.057)0.03572/320.7104 Ls296.6Ls整理得:V.3.66 32.427 L?37794.6 L；此為液泛線的關系式，在操作控制圍去幾個Ls,計算出相應的Vs值。列于表5中表 5Ls. m3 /s0.6 10-31.5 10-33.0 10-34.5 10-3Vs. m3/ s1.8551.8001.7181.633（三）液相負荷上限線以5s作為液體在降液管中停留時間的下限也5LsLs.maxAfHT50.4

35、0.106250.008496 m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限（四）漏液線（氣相負荷下限線）.(0.00560.13hLhowUo,min =4.4 C°2A 0.686mhL = hw- how2.84E1000Lhs,min 4.4 0.893 0.0056 0.13 (0.0570.7104Ls2/30.001515 139°3 整0.7184,3.78理得：Vs,min 0.2845 占.5729 32.87421 Ls"此為液相負荷上限線的關系式，在操作控制圍去幾個Ls,計算出相應的Vs 值。列于表6表 6Ls. m3 /s0.6 1

36、0-31.5 10-33.0 10-34.5 10-3Vs. m3/ s0.5480.55840.57160.5822（五）液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層告訴how =0.006m,化為最小液體負荷標準，取E 1.0。由how= 2.84= 10002/33600Ls0.006即:0.006= 0.0062/32.84 3600Ls,min10000.91則 Ls,min7.76 10 4 m3 霽汰 m線性（液泛找）線杵（專竦夾帶罐）-披件圖液戟）1703 3.1710.537據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線可知設計供板上限有 霧沫夾帶線控制，下限由漏夜線控制V s max

37、精餾段操作彈性=-V s,min提餾段3.2（一）霧沫夾帶線（1）5.7x10 6Ht hf式中uATAf1.327 0.10620.812vs(a)2/3hf =2.5 hwh°w 2.5 hw2.84 10 3E 600Lsl w近似取 E 1.0， hw=0.057m, lw=0.91m故 hf =2.5 0.059832.84 102/33600Ls0.91=0.1416+1.7292/3LS(b)取霧沫夾帶極限值ev為0.1Kg液/Kg氣，已知 =22.09mN/m ,Ht =0.4m,并將(a), (b)式代入5.7 10 63.2uHt hf得0.15.7 10 632

38、2.09 100.812vs2/30.4 0.136 1.729LS3.2(1)整理得vs = 4.294 28.56Ls2/3此為霧沫夾帶線的關系式，在操作控制圍去幾個Ls,計算出相應的Vs值 列于表8中。hLhwhowLs.3 .m /s0.6 10-31.5 10-33.0 10-34.5 10-3Vs.3 .m / s3.9963.8733.7093.512(二)液泛線令肌(Ht hw)Hd hp hL hdhp h 九 h聯(lián)立得(Ht hw) hp hw how hd近似的取E=1.0, lw0.91how2.842.84 103 3600l s 2/310 (s)lw3 (3600

39、 ls )2/ 3(0.91 )整理得 how 0.7104ls2/3(c)hc 0.51件)2(亠)0.51(總)2()C0lC0A0l0.51(Vs)25!)0.89 0.06861574.820.0495VS取0 0.6,近似的有hi°(hw hw) 0.6 (0.0554 0.7104Ls2/3)2/30.03558 0.426Lsh 0.001236故： hp 0.0495/s2 0.03558 0.426Ls2/30.001236 (d)L 2L2由式 hd0.153( s )0.153( s )lw h00.91 0.0304207.5Ls(e)將 Ht 0.4m, h

40、w 0.057,0.5,及(c),(d),(e) 代入得2 2/30.5(0.4 0.0554) 0.03558 0.0495Vs0.426Ls0.05442/320.7104 Ls207.5Ls整理得：Vs22.69 24.344 l2/34015.3L；此為液泛線的關系式，在操作控制圍去幾個Ls,計算出相應的Vs值。列表9Ls. m3 /s0.6 10-31.5 10-33.0 10-34.5 10-3Vs. m3/ s1.7031.6471.4091.198（三）液相負荷上限線以 5s作為液體在降液管中停留時間的下限 也5LsLs.maxAfHT50.4 0.106250.008496

41、m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限（四）漏液線（氣相負荷下限線）.(0.00560.13hLUo,min =4.4 C°2A 0.686mhL = hw- howhow2.84E1000Lh得 Vsm4.4 0.89, 0.0056 0.13 (0.0554 0.7104Ls2/30.001236 15748 整0.6865.14理得：Vs,min 0.2813 $.6237 26.6759 Ls"此為液相負荷上限線的關系式，在操作控制圍去幾個Ls,計算出相應的Vs 值。列表10中。表10Ls. m3 /s0.6 10-31.5 10-33.0 10-34.

42、5 10-3Vs. m3/ s0.5130.5240.5480.557（五）液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層告訴how =0.006m,化為最小液體負荷標準，取E 1.0。2.8410002/30.0063600Lsw即:0.0062/32.84 3600Ls,min10000.91卜 0. CWi <1. ()0 0. OU II. DO 0. IH)(K OD 山(K) D.燦【】.()0 (k Od05 I IS 2253 :曲 d 455La/(i»3/5)-壽沫戎帶錢漏液線一線性（液泛緞）線性【霧；*夬芾筑-線性Ls,min8.03 104 m3,：s據(jù)此可作出與

43、氣體流量無關的垂直液相負荷下限線可知設計供板上限有霧沫夾帶線控制，下限由漏夜線控制精餾段操作彈性=1601 3.085Vs,min0.5193.6、精餾塔的工藝設計計算結果總表表11精餾塔的工藝設計計算結果總表項目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強PmkPa109.5116.8各段平均溫度tmC52.2767.33平均流量氣相Vsm3 /sP 1.01:0.941 :液相LSm3 /s0.00203r 0.00289：實際塔板數(shù)N塊129板間距Htmr 0.4r 0.4 :塔的有效高度Zm4.43.2塔徑Dm1.31.3空塔氣速um/s0.780.72塔板溢流形式單流型單流型:溢流裝置溢

44、流管型式弓形弓形堰長lwm0.910.91堰咼hwm0.0570.0581 :溢流堰寬度Wdm0.1820.182管底與受液盤距離hom0.02120.0367板上清液層咼度nm0.070.07 :孔徑domm5.05.0孔間距tmm17.517.5孔數(shù)n個34603970 :開孔面積2 m0.06860.06121篩孔氣速Uom/s15.1615.72塔板壓降hpkPa0.80030.9646 1液體在降液管中停留時間s18.58.5降液管清液層咼度Hdm0.1430.162霧沫夾帶ekg液/ kg氣0.02490.0241 :負荷上限霧沫夾 帶控制霧沫夾 帶控制負荷下限漏液控 制漏液控 制

45、氣相最大負荷Vs.maxm /s1.2361.248氣相最小負荷Vs.minm /s0.5670.569操作彈性3.1713.085第四章精餾塔的的附屬設備及接管尺寸4.1接頭管設計接管尺寸接管尺由管蒸氣速度及體積、流量決定。各接管允許的蒸氣速度查表 得1 、塔頂蒸氣出口管徑D4 1.01V 15取 u=15m/s.0.298m,根據(jù)工藝標準，將其圓整到 D=0.30m選取2997.5規(guī)格的熱軋無縫鋼管。D40.00203 寸1.40.043m,2 、回流管管徑取 u=1.4m/s.根據(jù)工藝標準，將其圓整到 D=0.05m,選取563.5規(guī)格的熱軋無縫鋼管。3.塔底進氣管塔底進氣管直管進氣u=

46、15m/s, d =；.14°囂0.281m根據(jù)工藝標準，將其圓整到 D=0.30m選取2997.5規(guī)格的熱軋無縫鋼管。1、加料管管徑F M F94.13 127.483LFsF0.002543m3/s3600 LF3600 1472.43取 u=1.5m/s,D . 4；s，4 O.：料液排出管管徑；430.0467m根據(jù)工藝標準，將其圓整到D=0.05m 選取 563.5規(guī)格的熱軋無縫鋼W Mw3600 lw34.73 151.503600 1492.5430.000976m3/s取 u=0.6m/s.D 兀 i 4 °.000976 0.0453mW uY 0.63.

47、5規(guī)格的熱軋無縫鋼根據(jù)工藝標準，將其圓整到 D=0.05m選取56 管。管型選取表管型進料管回流管塔底出料 管塔頂蒸汽 出料管塔底蒸汽 進氣管規(guī)格563.5563.5563.52997.52297.54.2塔總高度計算筒體與封頭1. 筒體操作壓力P=1atm公稱直徑dg=1300mmS得筒體壁厚為6mm所用材質(zhì)為A 32. 封頭封頭分為橢圓形封頭，蝶形封頭幾種，本設計采用橢圓形封頭，由公稱直 徑Dg=1300m查得曲面高度hi 300mm直邊高度h2 25mm內(nèi)表面積F寸1.83m塔的頂部空間 塔的頂部空間高度是指塔的第一層塔盤到塔頂封頭的直線距離，取除容積 V封 0.269m沫器到第一塊板的

48、距離為800mm塔頂部空間高度為1200mm選封頭 Dg1300 4，JB1154 733裙座塔底常采用裙座支撐，由于裙座徑800mm裙座厚取16mm基礎環(huán)內(nèi)徑Dbi ( 1300+216)-0.21031132mm基礎環(huán)外徑Dbo ( 1300+216)+0.21031532mm圓整Dbi 1200mm D bo 1600mm基礎環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm，考慮再沸器，咼地面2m，地角螺栓直徑取M 304. 人孔一般隔68塔板設一個人孔，取人孔直徑為500mm其伸出塔體的筒體長 為220mm人孔中心距操作平臺8001200mm設人孔的板間距為800mm 共21塊板，可設4個人孔。5 塔總體高度的設計2. 塔的底部空間HB 1.6m3. 塔的總體高度H = (n - nF - np - 1)HT + nFH + npHp + HD + HB = 12.6m4.2 熱量衡算 加熱介質(zhì)