苯氯苯板式精餾塔的工藝設(shè)計工藝計算書(DOC32頁)

1、苯-氯苯板式精餾塔的工藝設(shè)計工藝計算書（精餾段部分）化學(xué)與環(huán)境工程學(xué)院化工與材料系2004年5月27日課程設(shè)計題目一一一苯-氯苯板式精儲塔的工藝設(shè)計一、設(shè)計題目設(shè)計一座苯-氯苯連續(xù)精儲塔，要求年產(chǎn)純度為99.8%的氯苯50000t/a,塔頂儲出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯為35%（以上均為質(zhì)量）。二、操作條件.塔頂壓強4kPa（表壓）；.進(jìn)料熱狀況，自選；.回流比，自選；.塔釜加熱蒸汽壓力506kPa;.單板壓降不大于0.7kPa；.年工作日330天，每天24小時連續(xù)運行。三、設(shè)計內(nèi)容.設(shè)計方案的確定及工藝流程的說明；.塔的工藝計算；.塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)的設(shè)計計算；.塔內(nèi)流體力學(xué)性能

2、的設(shè)計計算；.塔板負(fù)荷性能圖的繪制；.塔的工藝計算結(jié)果匯總一覽表；.輔助設(shè)備的選型與計算；.生產(chǎn)工藝流程圖及精儲塔工藝條件圖的繪制；.對本設(shè)計的評述或?qū)τ嘘P(guān)問題的分析與討論。四、基礎(chǔ)數(shù)據(jù)1.組分的飽和蒸汽壓Pi（mmHg）溫度，（C）8090100110120130131.8Pi苯760102513501760225028402900氯苯1482052934005437197602.組分的液相密度p（kg/m3）溫度，(C)8090100110120130P苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985純組分在任何溫度下的密度可由下式計算苯pA=9121

3、.187推薦：pA=912.131.1886t氯苯pB=112Z1.11t推薦：pb=1124.41.0657t式中的t為溫度，C。.組分的表面張力cr（mN/m）溫度，(C)8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4雙組分混合液體的表面張力而可按下式計算:%=J（Xa、Xb為A、B組分的摩爾分率）bAXB+bBxA.氯苯的汽化潛熱常壓沸點下的汽化潛熱為35.3X103kJ/kmol。純組分的汽化潛熱與溫度的關(guān)系可用下式表示：0-t038之二上空（氯苯的臨界溫度：tc=359.2七）0.38ttc/。3

4、-tJ.其他物性數(shù)據(jù)可查化工原理附錄。附參考答案：苯-氯苯板式精儲塔的工藝計算書（精儲段部分）苯-氯苯板式精儲塔的工藝計算書（精儲段部分）、設(shè)計方案的確定及工藝流程的說明原料液經(jīng)臥式列管式預(yù)熱器預(yù)熱至泡點后送入連續(xù)板式精儲塔（篩板塔），塔頂上升蒸汽流采用強制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至苯液貯罐；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜產(chǎn)品經(jīng)臥式列管式冷卻器冷卻后送入氯苯貯罐。流程圖略。二、全塔的物料衡算（一）料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率苯和氯苯的相對摩爾質(zhì)量分別為78.11和112.61kg/kmol。Xf65/78.1165/78.11-35/112.6

5、1=0.728XD98/78.1198/78.112/112.61=0.986xw0.2/78.110.2/78.1199.8/112.61=0.00288（二）平均摩爾質(zhì)量MF=78.110.7281-0.728112.61=87.49kg/kmolMd=78.110.9861-0.986112.61=78.59kg/kmolMW=78.110.002881-0.00288112.61=112.5kg/kmol（三）料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率依題給條件：一年以330天，一天以24小時計，有：W=50000t/a=6313kg/h,全塔物料衡算：F=DW0.35F：-0.02D0.998WF：

6、=18709kg/hF=18709/87.49=213.84kmol/hD=12396kg/hD=12396/78.59=157.73kmol/hW：=6313kg/hW=6313/112.5=56.12kmol/h、塔板數(shù)的確定（一）理論塔板數(shù)NT的求取苯-氯苯物系屬于理想物系，可采用梯級圖解法（MT法）求取NT,步驟如下:.根據(jù)苯-氯苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點方程和露點方程求取xy依據(jù)x=（ptPbXpAPb）,y=Pax/Pt,將所得計算結(jié)果列表如下：溫度，（C）8090100110120130131.8Pi苯760102513501760225028402900氯/p>

7、0543719760兩相摩爾分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710本題中，塔內(nèi)壓力接近常壓（實際上略高于常壓），而表中所給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，因為操作壓力偏離常壓很小，所以其對xy平衡關(guān)系的影響完全可以忽略。.確定操作的回流比R將1.表中數(shù)據(jù)作圖得xy曲線及txy曲線。在xy圖上，因q=1,查得ye=0.935，而xe=xf=0.728,xd=0.986。故有:RmXd - yeye -Xe0.986 -0.9350.935 -0.728= 0.2462倍,考慮到精微段操作線離平衡線較近，故取實際操作的回流比為最小

8、回流比的即：R=2Rm=20.246-0.492.求理論塔板數(shù)RXr精微段操彳線：y=x-3-=0.33x0.66R1R1提儲段操作線為過（0.00288,0.00288閑（0.728,0.900網(wǎng)點的直線。1.00.90.80.70.60.50.40.30.20.10.0苯-氯苯物系精微分離理論塔板數(shù)的圖解苯-氯苯物系的溫度組成圖圖解得NT=11.51=10.5塊（不含釜）。其中，精微段NT1=4塊，提微段NT2=6.5塊，第5塊為加料板位置。（二）實際塔板數(shù)Nop.全塔效率Et選用Et=0.170.61610g所公式計算。該式適用于液相粘度為0.071.4mPa-s的燒類物系，式中的即為全

9、塔平均溫度下以進(jìn)料組成表示的平均粘度。塔的平均溫度為0.5（80+131.8）=106C（取塔頂?shù)椎乃阈g(shù)平均值），在此平均溫度下查化工原理附錄11得：原=0.24mPa，s,%=0.34mPa，s。所=”f+砥（1-Xf）=0.24父0.728+0.34父（1-0.728）=0.267Et=0.170.61610g所=0.170.61610g0.267=0.52.實際塔板數(shù)Np（近似取兩段效率相同）精微段：Np1=4/0.52=7.7塊，取Np1=8塊pp提福段：Np2=6.5/0.52=12.5塊，取N。2=13塊p2p2總塔板數(shù)Np=Np1+Np2=21塊。四、塔的精儲段操作工藝條件及相關(guān)

10、物性數(shù)據(jù)的計算（一）平均壓強pm取每層塔板壓降為0.7kPa計算。塔頂：pD=101.34=105.3kPa加料板：pF=105.30.78=110.9kPa平均壓強pma105.3110.9/2-108.1kPa（二）平均溫度tm查溫度組成圖得：塔頂為80C,加料板為88Cotm=（80+88/2=84C（三）平均分子量Mm塔頂：yi=Xd=0.986,xi=0.940（查相平衡圖）MVD,m=0.986x78.11+（1-0.986產(chǎn)112.61=78.59kg/kmolMLD,m=0.940M78.11+（1-0.9402=83.84kg/kmol（四）平均密度所1.液相平均密度2,m塔

11、頂：PLD,A=912.131.1886t=912.131.1886M80=817.0kg/m333=1124.4-1.0657t=1124.4-1.0657乂80=1039.1kg/m33pLD,m =820.5kg/m1aAaB0.980.02=+=十M,mA”B817.01039.1進(jìn)料板：工F,A=912.131.1886t=912.131.1886M88=807.5kg/m3工f,b=1124.4T.0657t=1124.4-1.0657父88=1030.6kg/m31aAaBpLF,mPLF,APLF,B0.650.35+=PLFm807.51030.6873.7kg/m3精微段：

12、,m=(820.5+873.7)/2=847.1kg/m32.汽相平均密度卬,mpmMV,m108.179.473fV,m2.894kg/mRTm8.31427384（五）液體的平均表面張力Gm=21.14mN/m塔頂：的,A=21.08mN/m；/、6AOBCD,m=IoaXb+值Xa人oD,B=26.02mN/m(80C)21.08m26.02、21.080.014+26.02父0.986J進(jìn)料板：昨,A=20.20mN/m；昨,B=25.34mN/m(88C)21.38mN/moaob、220.20父25.341中m=、oaXb+obXa,F2=21.26mN/m（六）液體的平均粘度比四

13、塔頂：查化工原理附錄11,在80c下有：= 0.317mPa s生D,m=（MaXaL+（即XbD=0.315M0.986+0.445M0.014加料板：應(yīng)F,m=0.28父0.728+0.41父0.272=0.315mPas精微段：風(fēng),m=（0.317+0.315）/2=0.316mPas五、精儲段的汽液負(fù)荷計算汽相摩爾流率VUR1D=1.492157.73=235.33kmol/h汽相體積流量VsVMvm235.3379.473,3600 pv,m3600 M 2.894:=1.795m/s汽相體積流量Vh=1.795m3/s=6462m3/h液相回流摩爾流率L=RD=0.492157.7

14、3=77.60kmol/h液相體積流量Ls液相體積流量LhLML,m77.683.843,=0.00213m/s3600pL,m3600M847.1=0.00213m3/s=7.680m3/h冷凝器的熱負(fù)荷Q=Vr=235.3378.59310/3600=1593kW六、塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計算（一）塔徑.初選塔板間距Ht=500mm及板上液層高度hL=60mm,則：Ht-hL=0.5-0.06=0.44m.按Smith法求取允許的空塔氣速umax（即泛點氣速uF）匕j2曾0002138471（=0.0203Ms人卬Jk1.795人2.894J查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得C20=0.0925

15、,平2負(fù)荷因子c =c20 i20 J0.221261=0.0925216=0.09362.894:1.599m/s.操作氣速取u=0.7umax=1.12m/s.精福段的塔徑D=4Vs/：u=41.795/3.141.12=1.429m圓整取D=1600mm,此時的操作氣速u=0.893m/s。(二)塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計與計算.溢流裝置采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盤，且不設(shè)進(jìn)口內(nèi)堰。(1)溢流堰長(出口堰長)lw取lw=0.7D=0.71.6=1.12m堰上溢流強度Lh/lw=7.680/1.12=6.857m3/(mh)0.006m(滿足要求)hw=hL-how=0

16、.06-0.0104=0.0496m(3)降液管的寬度Wd和降液管的面積Af由lw/D=0.7,查化原下P147圖11-16得Wd/D=0.14,Af/AT=0.09,即：Wd=0.224m,At=0.785D2=2.01m2,Af=0.181m2。液體在降液管內(nèi)的停留時間r=AfHT/Ls=0.181黑0.5/0.00213=42.46s5s（滿足要求）(4)降液管的底隙高度ho液體通過降液管底隙的流速一般為0.070.25m/s,取液體通過降液管底隙的流速uO=0.08m/s,則有：L。000213ho=0.0238m(ho不宜小于0.020.025m,本結(jié)果滿足要IwUo1.120.08

17、求).塔板布置(1)邊緣區(qū)寬度WC與安定區(qū)寬度Ws邊緣區(qū)寬度Wc:一般為5075mm,D2m時，Wc可達(dá)100mm。安定區(qū)寬度Ws：規(guī)定D1.5m時Ws=100mm；本設(shè)計取Wc=60mm,Ws=100mm。(2)開孔區(qū)面積AAa二2 TOC o 1-5 h z 2.7t。2.4xRsin一0.742 sin 工詠0.740180R0.476、0.742-0.4762_180-1.304m2式中：x=D/2WdWs)=0.8-0.2240.100)=0.476mR=D/2-Wc=0.8-0.060=0.740m.開孔數(shù)n和開孔率小取篩孔的孔徑do=5mm,正三角形排列，篩板采用碳鋼，其厚度6=

18、3mm,且取t/do=3.0。故孔心距t=3M5=15mm。每層塔板的開孔數(shù)n=1158；10AJ1158：10、m1.304=6711（孔）t2/152J每層塔板的開孔率h0.907=竺07=0.101（|）應(yīng)在515%,故滿足要求）t/do232平每層塔板的開孔面積Ao=酰=0.101x1.304=0.132m2氣體通過篩孔的孔速uo=Vs/Ao=1.795/0.132=13.60m/s.精微段白塔高乙Z1=！Np1-1HT=：（8-10.5-3.5m七、（一塔板上的流體力學(xué)驗算）氣體通過篩板壓降hp和App的驗算pphp=hchlhffhc =0.051生Pl1.氣體通過干板的壓降hc（

19、13.60、22.894=0.051=0.0504m0.88847.1式中孔流系數(shù)Co由do/S=5/3=1.67查圖11-10得出，Co=0.8。.氣體通過板上液層的壓降hlhl=0（hw+how）=凱=0.60.06=0.036m式中充氣系數(shù)B的求取如下:氣體通過有效流通截面積的氣速Ua,對單流型塔板有:Vs1.795Ua=0.981m/sAt-Af2.01-0.181動能因子Fa=uaT卬=0.98172894=1.669查化原圖11-12得0=0.60(一般可近似取0=0.50.6)。.氣體克服液體表面張力產(chǎn)生的壓降h(T4 (TQgdo4 21.26 10，847.1 9.81 0.

20、005=0.00205m.氣體通過篩板的壓降（單板壓降）hp和Zphp=hc+hl+h。=0.0504+0.036+0.00205=0.088mApp=2ghp=847.1M9.81M0.088=731Pa=0.731kPaA0.7kPa(不滿足工藝要求，需重新調(diào)整參數(shù)）現(xiàn)對塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)作重新調(diào)整如下:取Wc=50mm,Ws=75mm。開孔區(qū)面積AaJ180R2Sin=2 0.501 .0.7502 -0.50121800.7502 sin30.750-1.382m2式中：x=D/2WdWs)=0.80.2240.075)=0.501mR=D/2-Wc=0.8-0.050=0.750m開孔數(shù)n

21、和開孔率小取篩孔的孔徑do=5mm,正三角形排列，篩板采用碳鋼，其厚度6=3mm,且取t/do=3.0。故孔心距t=3M5=15mm。每層塔板的開孔數(shù)nJ1158j10a1158：1011.382=7113（孔） TOC o 1-5 h z t2a1152）每層塔板的開孔率h0.907=竺07=0.101（|）應(yīng)在515%,故滿足要求）t/do232平每層塔板的開孔面積Ao=酰=0.101M1.382=0.140m2氣體通過篩孔的孔速uo=Vs/Ao=1.795/0.140=12.86m/s氣體通過篩板壓降hp和App的重新驗算pphc= 0.0512 uo1co jPl= 0.05112.8

22、6 0.82.894847.1= 0.045m氣體通過篩板的壓降（單板壓降）hp和Apphp=hchlhff=0.0450.0360.00205=0.083mpci0App=2ghp=847.1父9.81父0.083=690Pa=0.69kPa0.7kPa（滿足工藝要求）（二）霧沫夾帶量ev的驗算3.2325.7X10I.Ua5.7父10”一0.981eV=-I（T-出-hf一21.26父10二卜.5-2.5父0.06=0.00725kg液/kg氣1.5（不會產(chǎn)生過量液漏）Uom6.430（四）液泛的驗算為防止降液管發(fā)生液泛，應(yīng)使降液管中的清液層高度HdE（HT+hw）Hd=hp，hdrLsi

23、00.00213?hd=0.153=0.153I=0.00098mwhoJ512M0.0238Hd=0.0830.060.00097=0.144mHthw)=0.50.50.0496)=0.275mHdM（Ht+hw）成立，故不會產(chǎn)生液泛。通過流體力學(xué)驗算，可認(rèn)為精微段塔徑及塔板各工藝結(jié)構(gòu)尺寸合適，若要做出最合理的設(shè)計，還需重選Ht及hL,進(jìn)行優(yōu)化設(shè)計。八、塔板負(fù)荷性能圖（一）霧沫夾帶線（1）-5(1)gHT-2.5hL.iVsVsC式中：ua=0.5467VsAt-Af2.01-0.181hf=2.5%=2.5hwhow2,%2/313工3600Ls；=2.50.0496+0.00284E【

24、lwJ3600Ls；2/3=2.50.0496+0.00284父1sI1.12；=0.1241.546LS/3S3.2= 0.1將已知數(shù)據(jù)代入式（1）5.710-60.5467Vs TOC o 1-5 h z 23-許21.26100.5-0.124-1.546LsVs=4.37617.99L：3(1-1)在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依式（1-1）算出對應(yīng)的Vs值列于下表:Ls,m3/s0.0009550.0050.010.0150.0181Vs,m3/s4.2023.8503.5413.2823.136依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線（1）（二）液泛線（2） TOC o 1-5 h z (Ht+

25、hw)=hp+hw+hw+hd(2)2/33600Ls ；how = 0.00284E 2/33600Ls 、=0.00284父1 s l1 1.12= 0.6185Ls/3= 0.0512Vs ! 2.894 0.8X0.140 J 847.1 )=0.01389Vs2hl=B(hw+hw)=0.6(0.0496+0.6185L：3)=0.029760.3711L；/3h-0.00205hp=hc+hl+h。=0.01389Vs2+0.3711L：3+0.0318hd=0.153-0.153i=215.3LsUwh。J1.120.0238J0.50.50.0496）=001389Vs20.3

26、711LS/30.03180.04960.6185L：3215.3Ls TOC o 1-5 h z Vs2=13.92-71.25Ls/3-15500Ls（2-2）在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依式（2-2）算出對應(yīng)的Vs值列于下表:Ls,m3/ss,0.0009550.0050.010.0150.01813Vs,m/s3.6353.3843.0102.4701.982依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線（2） TOC o 1-5 h z （三）液相負(fù)荷上限線（3）,HTAf0.50.1813/Ls,max=-=0.0181m/s（3-3）r5（四）漏液線（氣相負(fù)荷下限線）（4）7=hwhow=0.0496

27、0.6185Ls/3漏液點氣速Uom=4.40.80.00560.130.04960.6185L2/3-0.00205847.1/2.894Vs,min=AoUom,整理得:2.2/3Vs,min=5.716Ls+0.711（4-4）在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依式（4-4）算出對應(yīng)的Vs值列于下表：Ls,m3/s0.0009550.0050.010.0150.0181Vs,m3/s0.8750.9370.9881.0291.051依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線（4）（五）液相負(fù)荷下限線（5）how =0.00284E3600Ls,minl w2/3= 0.002841Ef =0.006 1.12

28、)Ls,min =9.55x10 m3/s(5-5)操作氣?比 Vs/Ls =1.795/0.0021 384275.04.54.03.53.02.52.01.51.00.50.0操作彈性定義為操作線與界限曲線交點的氣相最大負(fù)荷Vs,max 與氣相允許最小負(fù)荷Vs,min之比，即:操作彈性=VmL=340=4.25Vs,min0.80九、精儲塔的設(shè)計計算結(jié)果匯總一覽表精儲塔的設(shè)計計算結(jié)果匯總一覽表項目符號單位計算結(jié)果精儲段提儲段平均壓強kPa108.1平均溫度C84平均流量氣相m3/s1.795液相m3/s0.00213實際塔板數(shù)塊8板間距m0.5塔段的有效高度m3.5塔徑m1.6空塔氣速m/

29、s0.893塔板液流型式單流型溢流溢流管型式弓形堰長m1.12堰高m0.050裝置溢流堰寬度m0.224底隙高度m0.024板上清液層高度m0.060孔徑mm5孔間距mm15孔數(shù)個7113開孔面積m20.140篩孔氣速m/s12.86塔板壓降kPa0.69液體在降液管中的停留時間s42.46降液管內(nèi)清液層高度m0.144霧沫夾帶kg液/kg氣0.00725負(fù)荷上限霧沫夾帶控制負(fù)荷下限漏液控制氣相最大負(fù)荷m3/s3.40氣相最小負(fù)荷m3/s0.80操作彈性4.25十、精儲塔的附屬設(shè)備與接管尺寸的計算（一）料液預(yù)熱器根據(jù)原料液進(jìn)出預(yù)熱器的熱狀況和組成首先計算預(yù)熱器的熱負(fù)荷Q,然后估算預(yù)熱器的換熱面

30、積A,最后按換熱器的設(shè)計計算程序執(zhí)行。（二）塔頂全凝器全凝器的熱負(fù)荷前已算出，為1593kW。一般采用循環(huán)水冷卻，進(jìn)出口水溫可根據(jù)不同地區(qū)的具體情況選定后再按換熱器的設(shè)計程序做設(shè)計計算。（三）塔釜再沸器因為飽和液體進(jìn)料，故V=V-（1-q）F=V。即再沸器的熱負(fù)荷與塔頂全凝器相同。實際上由于存在塔的熱損失（一般情況下約為提供總熱量的510%）。再沸器屬于兩側(cè)都有相變的恒溫差換熱設(shè)備，故再沸器的設(shè)計計算與蒸發(fā)器同。（四）精儲塔的管口直徑.塔頂蒸汽出口管徑依據(jù)流速選取，但塔頂蒸汽出口流速與塔內(nèi)操作壓力有關(guān)，常壓可取1220m/s。.回流液管徑回流量前已算出，回流液的流速范圍為0.20.5m/s；若

31、用泵輸送回流液，流速可取12.5m/s。.加料管徑料液由高位槽自流，流速可取0.40.8m/s；泵送時流速可取1.52.5m/s。.料液排出管徑塔釜液出塔的流速可取0.51.0m/s。.飽和蒸汽管徑蒸汽流速：295kPa：2040m/s；2950kPa：80m/s。塔的提儲段操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算-、提微段的物性及狀態(tài)參數(shù)（一）平均壓強pm取每層塔板壓降為0.7kPa計算。進(jìn)料板：pF=110.9kPa塔底:pW=105.30.721=120kPa平均壓強pm=110.9120/2=115.45kPa（二）平均溫度tm查溫度組成圖得：加料板為88C,塔底為131.8C。tm=（88+

32、131.8）/2=109.9C（三）平均分子量Mm加料板：yF=0.935,xF=0.728（查相平衡圖）MVF,m=0.93578.11+（10.935,112.61=80.35kg/kmolMLF,m=0.72878.11+（1-0.728Y112.61=87.49kg/kmol塔底：Xw=0.00288yW=0.012。（查相平衡圖）MVW,m=0.01278.111-0.012112.61=112.2kg/kmolMLW,m-0.0028878.111-0.00288112.61-112.5kg/kmol提福段：MV,m=（80.35+112.2）=96.28kg/kmolML,m=（

33、87.49+112.52=100kg/kmol（四）平均密度.液相平均密度3進(jìn)料板：kf,a=912.131.1886t=912.131.1886M88=807.5kg/m3工F,B=1124.41.0657t=1124.41.0657M88=1030.6kg/m31aAaB= l pLF,mpLF ,ApLF ,B0.650.35+0807.5 1030.63pLF,m =873.7kg/m塔底：PLW,A=912.131.1886t=912.131.1886M131.8=755.5kg/m33PLW,B=1124.4-1.0657t=1124.4-1.0657131.8=983.9kg/m

34、31fLw ,maAaBP_W,ApLW, B0.002 0.998+=755.5 983.93PLw,m =993.2kg/m提福段：工川=(873.7+993.2)/2=933.5kg/m3.汽相平均密度卬,m儆，mpm M V ,m115.45 96.288.314 273 109.9一 一 3=3.492kg/m（五）液體的平均表面張力（Tm進(jìn)料板：of,a=20.20mN/m；阡下=25.34mN/m(88C)耳,m塔底:W,m0AxB* BXA FFoW,A =15.3mN/m ；6A OB bAXB +(5bxa W20.20 父 25.34、尸 21.38mN/m 20.20

35、父 0.272 + 25.34父 0.728oW,B = 20.4mN/m (131.8C)15.3 20.4115.3父 0.997 +20.40.003)=20.38mN/m精微段:=21.38 20.38 /2 =20.88mN/m（六）液體的平均粘度ML,m塔頂：查化工原理附錄11有:加料板：瓦F,m=0.28x0.728+0.41x0.272=0.315mPa，s塔底：瓦W,m=0.2x0.003+0.27x0.997=0.27mPas提福段：ML,m=（0.315+0.27y2=0.293mPa.s二、提儲段的汽液負(fù)荷計算汽相摩爾流率V：=V-1-qF=V=但1D=1.492157

36、.73=235.33kmol/hVMv,m235.3396.283,汽相體積流量Vs=:=1.802m/s3600w,m3600M3.492汽相體積流量Vh=1.795m3/s=6488m3/h液相回流摩爾流率LLqF=RDqF=0.492157.731213.84=291.44kmol/h液相體積流量Ls=LML,m=291.44100=0.00867m3/s3600pL,m3600 x933.5液相體積流量Lh=0.00867m3/s=31.22m3/h再沸器的熱負(fù)荷Q=Vr=235.3335.3103/3600=2308kW（忽略溫度壓力對汽化潛熱的影響）三、塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計

37、算（一）塔徑.初選塔板間距Ht=500mm及板上液層高度hL=60mm,則：Ht-hL=0.5-0.06=0.44m.按Smith法求取允許的空塔氣速Umax（即泛點氣速Uf）3s 人 PV500.00876，933.5、八II=0.0795、1.802人3.4921負(fù)荷因子C =C20=0.0925 20查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得C20=0.0925泛點氣速:umax-C+鹿FTTTV=0.0933/(933.5-3.492)/3.492:1.523m/s.操作氣速取u=0.7u1.066m/smax.精福段的塔徑Dj：4Vs/u=忑41.802/3.141.066=1.468m為加工方便，圓

38、整取D=1600mm,即上下塔段直徑保持一致，此時提福段的操作氣速u=0.897m/s。(二)塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計與計算.溢流裝置采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盤，且不設(shè)進(jìn)口內(nèi)堰。(1)溢流堰長(出口堰長)lw取lw=0.7D=0.71.6-1.12m堰上溢流強度Lh/lw=31.22/1.12=27.88m3/(mh)100130m3/(mh),滿足篩板塔的堰上溢流強度要求。(2)出口堰高h(yuǎn)whw=仇-how2/3對平直堰h(yuǎn)ow=0.00284ELlw由lw/D=0.7及Lh/l；5=31.22/1.122.5=23.52,查化工原理圖11-11得E=1.04,于是：2

39、/3how=0.00284x1.04(31.22/1.12)=0.0272ma0.006m(滿足要求)hw=hL-how=0.06-0.0272=0.0328m(3)降液管的寬度Wd和降液管的面積Af由lw/D=0.7,查化原下P147圖11-16得Wd/D=0.14,Af/At=0.09,即：2_,22Wd=0.224m,AT=0.785D2=2.01m,Af=0.181m。液體在降液管內(nèi)的停留時間r=AfHT/Ls=0.1810.5/0.00876=10.33sA5s(滿足要求)(4)降液管的底隙高度ho液體通過降液管底隙的流速一般為0.070.25m/s,取液體通過降液管底隙的流速uo=

40、0.08m/s,則有:,Ls0.00876._,ho=7=0.0978m(h。不且小于0.020.025m,本結(jié)果滿足要lwUo1.120.08求).塔板布置(1)邊緣區(qū)寬度Wc與安定區(qū)寬度Ws與精微段同，即Wc=50mm,Ws=75mm。開孔區(qū)面積與精儲段同，即A=1.382m2亦與精微段同，即n=7113孔每層塔板的開孔率6=0.9072=0907=0.101（4應(yīng)在515%,故滿足要求）t/do3甲每層塔板的開孔面積Ao=酰=0.101M1.382=0.140m2氣體通過篩孔的孔速uo-Vs/Ao=1.802/0.140=12.87m/s4.提福段的塔高Z2Z2=：Np2-1HT=H3-

41、10.5-6.0m四、塔板上的流體力學(xué)驗算（一）氣體通過篩板壓降hp和App的驗算pphp=hchl.hpc.氣體通過干板的壓降hchc =0.051cuo2且=0.051212.87 : 3.492 I = 0.0494m0.7kPa(尚可接受，本設(shè)計不再做重新設(shè)計計算）（二）霧沫夾帶量ev的驗算5.7 10 上eV 二 (Tuaa|Ht -hf3.2_ 5.7 10*0.981- 21.26 10口0.5-2.5 0.063.2=0.00725kg液/kg氣0.1kg液/kg氣（滿足要求）式中：hf=2.5%,驗算結(jié)果表明不會產(chǎn)生過量的霧沫夾帶。（三）漏液的驗算漏液點的氣速uomUom=4

42、.4Cod（0.0056+0.13hLhj*即=4.40.8.0.00560.130.06-0.002847.1/2.894=6.430m/s篩板的穩(wěn)定性系數(shù)K=1286=2.0a1.5（不會產(chǎn)生過量液漏）Uom6.430（四）液泛的驗算為防止降液管發(fā)生液泛，應(yīng)使降液管中的清液層高度HdE（HT+hw）Hd=hp兒hdhd =0.153= 0.1530.00213J.12x0.0238 J= 0.00098 mHd=0.0830.060.00097=0.144mHthw=0.50.50.0496=0.275mHdO（Ht+hw誠立，故不會產(chǎn)生液泛。通過流體力學(xué)驗算，可認(rèn)為精微段塔徑及塔板各工藝結(jié)構(gòu)尺寸合適，若要做出最合理的設(shè)計，還需重選Ht及hL,進(jìn)行優(yōu)化設(shè)計。八、塔板負(fù)荷性能圖（一）霧沫夾帶線（1）32 TOC o 1-5 h z 5.710上Ua.,、e=I（1）GHt-2.5hLiVsVs式中：ua=0.5467VsAt-Af2.01-0.181hf=2.5hL=2.5hwho