化工原理課程設(shè)ji

1、天津大學(xué)仁愛學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)說明書設(shè)計(jì)題目：分離苯甲苯系統(tǒng)的板式精餾塔設(shè)計(jì)學(xué)生姓名班級開始設(shè)計(jì)時間年月日完成設(shè)計(jì)時間年月日指導(dǎo)教師設(shè)計(jì)成績板式連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書一、設(shè)計(jì)題目：分離苯甲苯系統(tǒng)的板式精餾塔設(shè)計(jì)試設(shè)計(jì)一座分離苯甲苯系統(tǒng)的板式連續(xù)精餾塔，要求原料液的年處理量為50000噸，原料液中苯的含量為 40 % ，分離后苯的純度達(dá)到 96 % ，塔底餾出液中苯含量不得高于 1% （以上均為質(zhì)量百分?jǐn)?shù)） 。二、操作條件1.塔頂壓強(qiáng)：4 kPa （表壓）；2.進(jìn)料熱狀態(tài)：Q=13.回流比：最小回流比的 2 倍加熱蒸氣壓強(qiáng)：單板壓降：101.3 kPa（表壓）； 0. 7 kPa三、塔板類型：篩

2、板塔四、生產(chǎn)工作日每年 300 天，每天 24 小時運(yùn)行。五、廠址廠址為天津地區(qū)。六、設(shè)計(jì)內(nèi)容設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算精餾塔的物料衡算塔板數(shù)的確定塔體工藝尺寸的計(jì)算塔板主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算塔板流體力學(xué)驗(yàn)算繪制塔板負(fù)荷性能圖塔頂冷凝器的初算與選型設(shè)備主要連接管直徑的確定全塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表繪制生產(chǎn)工藝流程圖及主體設(shè)備簡圖對本設(shè)計(jì)的評述及相關(guān)問題的分析討論目錄一、緒論1二、設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明22.1 設(shè)計(jì)目標(biāo)22.2 塔型選用原則22.3 塔設(shè)備選型3三、 精餾塔的工藝設(shè)計(jì)5四、塔板數(shù)的確定7五、精餾與提留段物性數(shù)據(jù)及氣液負(fù)荷的計(jì)算165.1.操作壓力的

3、計(jì)算165.2.操作溫度計(jì)算165.3.平均摩爾質(zhì)量計(jì)算175.4.平均密度計(jì)算185.5.液體平均表面張力的計(jì)算195.6.平均粘度19六、塔徑及塔板結(jié)構(gòu)工藝尺寸的計(jì)算216.1.塔徑的計(jì)算216.2.塔板結(jié)構(gòu)布置圖22七塔板流體力學(xué)驗(yàn)算及負(fù)荷性能圖277.1.塔板流體力學(xué)驗(yàn)算277.2 塔板負(fù)荷性能圖29八、精餾塔有效高度的計(jì)算32九、浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算總表33十、輔助設(shè)備的計(jì)算及選型35十一、對本設(shè)計(jì)的評論及相關(guān)問題的分析討論38十二、參考文獻(xiàn)39十三、附錄39一、緒論化工原理課程設(shè)計(jì)是化工原理教學(xué)的一個重要環(huán)節(jié)，是綜合應(yīng)用本門課程和有關(guān)先修課程所學(xué)知識，完成以單元操作為主的一次設(shè)計(jì)實(shí)踐

4、。通過課程設(shè)計(jì)使學(xué)生掌握化工設(shè)計(jì)的基本程序和方法，并在查閱技術(shù)資料、選用公式和數(shù)據(jù)、用簡潔文字和圖表表達(dá)設(shè)計(jì)結(jié)果、制圖以及計(jì)算機(jī)輔助計(jì)算等能力方面得到一次基本訓(xùn)練，在設(shè)計(jì)過程中還應(yīng)培養(yǎng)學(xué)生樹立正確的設(shè)計(jì)思想和實(shí)事求是、嚴(yán)肅負(fù)責(zé)的工作作風(fēng)。本課程是化工原理課程教學(xué)的一個實(shí)踐環(huán)節(jié)，是使學(xué)生得到化工設(shè)計(jì)的初步訓(xùn)練，為畢業(yè)設(shè)計(jì)奠定基礎(chǔ)。圍繞以某一典型單元設(shè)備（板式塔、填料塔、干燥器、蒸發(fā)器等）的設(shè)計(jì)為中心，訓(xùn)練學(xué)生非定型設(shè)備的設(shè)計(jì)和定型設(shè)備的選型能力。教學(xué)時數(shù)為周，其基本內(nèi)容為：(1)設(shè)計(jì)方案簡介：對給定或選定的工藝流程、主要設(shè)備的型式進(jìn)行簡要的論述。(2)主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算(含計(jì)算機(jī)輔助計(jì)算 )

5、：物料衡算，能量衡量，工藝參數(shù)的選定，設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算。(3)輔助設(shè)備的選型：典型輔助設(shè)備主要工藝尺寸的計(jì)算，設(shè)備的規(guī)格、型號的選定。(4)工藝流程圖：以單線圖的形式繪制，標(biāo)出主體設(shè)備與輔助設(shè)備的物料方向，物流量、能流量，主要測量點(diǎn)。(5).主要設(shè)備的工藝條件圖：圖面應(yīng)包括設(shè)備的主要工藝尺寸，技術(shù)特性表和接管表。(6).設(shè)計(jì)說明書的編寫。設(shè)計(jì)說明書的內(nèi)容應(yīng)包括：設(shè)計(jì)任務(wù)書，目錄，設(shè)計(jì)方案簡介，工藝計(jì)算及主要設(shè)備設(shè)計(jì)，輔助設(shè)備的計(jì)算和選型，設(shè)計(jì)結(jié)果匯總，設(shè)計(jì)評述，參考文獻(xiàn)。整個設(shè)計(jì)由論述，計(jì)算和圖表三個部分組成，論述應(yīng)該條理清晰，觀點(diǎn)明確；計(jì)算要求方法正確，誤差小于設(shè)計(jì)要求，計(jì)

6、算公式和所有數(shù)據(jù)必需注明出處；圖表應(yīng)能簡要表達(dá)計(jì)算的結(jié)果。1二、設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明2.1 設(shè)計(jì)目標(biāo)作為主要用于傳質(zhì)過程的塔設(shè)備，首先必須使氣液兩相充分接觸，以獲得較高的傳質(zhì)效率；同時還應(yīng)保證塔設(shè)備的經(jīng)濟(jì)性。為此，塔設(shè)備應(yīng)滿足以下基本要求：（1）氣液兩相充分接觸，相際傳熱面積大；（2）生產(chǎn)能力大，即氣液相處理能力大；（3）操作穩(wěn)定，操作彈性大；（4）流體流動阻力小，流體通過塔設(shè)備的壓降??；（5）結(jié)構(gòu)簡單、耗用材料少，制造與安裝容易；（6）耐腐蝕和不易堵塞。本廠一共有六個塔設(shè)備，其中一個為急冷塔，一個為堿洗塔，一個為分隔壁精餾塔，其余四個塔為精餾塔，依次為脫甲烷塔，乙烯、乙烷分離塔，丙烯、丙

7、烷分離塔。2.2 塔型選用原則工業(yè)上使用的塔類型主要是填料塔和板式塔兩種，如何從中選取一個合適的類型有很多方面需要考慮，很難簡單的進(jìn)行判斷?？紤]操作性能和成本費(fèi)用，兩種塔可以進(jìn)行如下比較：表 2-1填料塔和板式塔的比較項(xiàng)目填料塔板式塔塔徑適宜于大小塔徑的塔， 但對大塔一般推薦使用塔徑大于 800mm要解決液體再分布的問題的大塔壓力降壓力較小，較適于要求壓力降小壓力降一般比填料塔大的場合空塔氣速空塔氣速較大空塔氣速大2塔效率分離效率高，塔徑 1.5m以下效率效率較穩(wěn)定，大塔板效率比小高隨著塔徑增大，效率常會下降塔板有所提高液氣比對液體噴淋量有一定要求適用范圍較大持液量較小較大安裝檢修較困難較容易

8、材料可用非金屬耐腐蝕材料一般用金屬材料造價直徑 800mm以下，一般比板式塔直徑大時一般比填料塔造價低便宜，直徑增大，造價顯著增加重量較重較輕（1）填料塔的優(yōu)勢小直徑塔費(fèi)用低，便于安裝。壓降較小，適合于要求壓降較小的場合。在難分離的場合可以降低塔高。用于腐蝕嚴(yán)重的場合。適合于發(fā)泡物系。用于間歇精餾，因?yàn)樘盍纤某忠毫康?。?）板式塔的優(yōu)勢：對于大直徑塔設(shè)備費(fèi)用低。不易堵塞，且易清理。適合大液量操作，因?yàn)榘迨剿饬鳛殄e流，流量增大對氣體負(fù)荷影響不大。適合于中間內(nèi)部換熱，側(cè)線出料多的場合。2.3 塔設(shè)備選型比較了板式塔和填料塔的特點(diǎn)，并結(jié)合本項(xiàng)目體系特點(diǎn)，另外考慮設(shè)備的制造、投資和維修，本項(xiàng)目選用

9、板式塔（1）塔板選型1、板式塔塔板種類3根據(jù)塔板上氣、液兩相的相對流動狀態(tài)，板式塔分為穿流式和溢流式。目前板式塔大多采用溢流式塔板。穿流式塔板操作不穩(wěn)定，很少使用。2、各種塔板性能比較工業(yè)上需分離的物料及其操作條件多種多樣，為了適應(yīng)各種不同的操作要求，迄今已開發(fā)和使用的塔板類型繁多。這些塔板各有各的特點(diǎn)和使用體系，現(xiàn)將幾種主要塔板的性能比較列表如下：表 2 2 幾種主要塔板的性能比較塔板類型優(yōu)點(diǎn)缺點(diǎn)適用場合泡罩板較成熟、操作穩(wěn)定結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價高、塔特別容易堵塞的物系板阻力大、處理能力小浮閥板效率高、操作范圍寬浮閥易脫落分離要求高、負(fù)荷變化大篩板結(jié)構(gòu)簡單、造價低、塔易堵塞、操作彈性較小分離要求高

10、、塔板數(shù)較板效率高多舌型板結(jié)構(gòu)簡單、塔板阻力小操作彈性窄、效率低分離要求較低的閃蒸塔浮動噴射板壓降小、處理量大浮板易脫落、效率較低分離要求較低的減壓塔下表給出了幾種主要塔板性能的量化比較。表 2 3 幾種主要塔板性能的量化比較塔板類型塔板效率處理能力操作彈性壓降結(jié)構(gòu)成本泡罩板1.01.05.01.0復(fù)雜1.0篩板1.21.41.43.00.5簡單0.40.5浮閥板1.21.31.59.00.6一般0.70.9舌型板1.11.21.53.00.8簡單0.50.63、塔板的選擇本項(xiàng)目設(shè)計(jì)精制過程對生產(chǎn)能力要求不高，生產(chǎn)較為穩(wěn)定，負(fù)荷變化不大，對操作彈性的要求不高。綜合考慮塔板的效率、分離效果和設(shè)備

11、的成本、維修等，我們初步選擇浮閥板，下面通過具體的計(jì)算，論證選擇篩板是否能滿足生產(chǎn)要求。4三、精餾塔的工藝設(shè)計(jì)在一常壓操作的連續(xù)精餾塔內(nèi)分離苯甲苯混合物，已知原料液的處理量為50000t/年，組成為 0.40（苯的質(zhì)量分率，下同） ，要求塔頂餾出液的組成不低于0.96，塔底釜液的組成為 0.01.設(shè)計(jì)條件如下：每年實(shí)際生產(chǎn)天數(shù)300 天（每天 24 小時）精餾塔塔頂操作壓力4kPa進(jìn)料熱狀況泡點(diǎn)單板壓降0.7 kPa冷卻水溫度30飽和水蒸氣壓力0.1 kPa設(shè)備類型篩板塔建廠地址天津地區(qū)3.1 產(chǎn)品濃度的計(jì)算和進(jìn)料組成確定原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率：苯的摩爾質(zhì)量MA=78.11kg/k

12、mol甲苯的摩爾質(zhì)量MB=92.13kg/kmol0. 4078. 11xF = 0. 400. 60=0.44078. 1192. 130. 9678. 11xF= 0. 400. 60=0.96678. 1192. 130. 0178. 11xW= 0. 010. 99=0.01278. 1192. 135原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF0. 44078. 110. 6092. 1385.96MD0. 96678. 110. 03492. 1378.59MW0. 01278. 110. 98892. 1391.96物料衡算原料處理量F 錯誤 ! 未找到引用源。總物料衡算錯誤 ! 未

13、找到引用源。苯物料衡算錯誤 ! 未找到引用源。聯(lián)立解得錯誤 ! 未找到引用源。錯誤 ! 未找到引用源。6四、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)。由手冊查得苯甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x y 圖，見圖 1-1。求最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比。在附圖的對角線上，自點(diǎn)(0.440,0.440)作垂線，即為q 線，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為yq=0.659x q=0.440故最小回流比為 R =xDyq0. 9660.659=1.402min選取回流比為R=2Rmin=2 1.40=2.80求精餾塔 1 的氣、液相負(fù)荷L=RD=2.803

14、6.25=75.4 kmol/hV=(R+1)D=(2.8+1)*36.25=137.75kmol/hL =L+F=182.29 kmol/hV =V=137.75 kmol/h求操作線方程精餾段操作線方程為提餾段操作線方程為圖解法求理論板層數(shù)1） .采用圖解法求理論板層數(shù)，如附圖 1-1 所示。求解結(jié)果為總理論板層數(shù) NT=13.5（包括再沸器）進(jìn)料板位置NT=672） .全塔效率和實(shí)際塔板數(shù)的確定利用安托尼方程和奧康奈爾方法計(jì)算 ET lgPo=A-B/(t+C)ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58錯誤 !未找到引用源。奧康奈爾方法 錯誤 !

15、未找到引用源。塔頂壓強(qiáng) PD 錯誤 !未找到引用源。塔底壓強(qiáng) Pw 錯誤 !未找到引用源。利用安托尼方程試差（ Excel 進(jìn)行迭代得到精確數(shù)值！ ）求得塔頂溫度tD 錯誤 !未找到引用源。 塔底溫度tw 錯誤 !未找到引用源。 全塔平均溫度 tm 錯誤 ! 未找到引用源。 已知 t D=82. 003Po （苯） = 107.566kPaPo（甲苯） = 41.852kPa錯誤 !未找到引用源。 = Po（苯） / Po（甲苯） = 107.566/ 41.852=2.57 t W= 錯誤 !未找到引用源。 Po（苯） = 272.07kPaPo（甲苯） = 118.182kPa W= Po

16、（苯） / Po（甲苯） =272.07/118.182=2.302= D W =又因?yàn)樵谄骄鶞囟?錯誤 !未找到引用源。 下且錯誤 ! 未找到引用源。故可得 x 平均 =0.39y 平均 =0.61苯 =0.257mPa s甲苯 =0.265mPa slg平均可得平均 =0.262mPa s故8精餾段實(shí)際塔板層數(shù)提餾段實(shí)際塔板層數(shù)進(jìn)料板為9101112131415五、精餾與提留段物性數(shù)據(jù)及氣液負(fù)荷的計(jì)算5.1. 操作壓力的計(jì)算塔頂壓強(qiáng)PD =101.3+4=105.33kPa每層塔板壓降p 0.7kPa進(jìn)料板壓力PF =105.33+0.710=112.33kPa精餾段平均壓力Pm =(10

17、5.3+112.3)/2=108.83kPa塔底壓強(qiáng)Pw =PD+N P=105.33+0.726=123.53kPa提餾段平均壓力Pm =（112.33+123.53）/2=117.93kPa5.2. 操作溫度計(jì)算試差法求得塔頂溫度tD 錯誤 ! 未找到引用源。 塔底溫度tw 錯誤 ! 未找到引用源。 全塔平均溫度tm 錯誤 ! 未找到引用源。 進(jìn)料板溫度tF 錯誤 !未找到引用源。 精餾段平均溫度t 精餾 m 錯誤 !未找到引用源。 提留段平均溫度t 提餾 m 錯誤 !未找到引用源。 5.3. 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由 xD=y1=0.966 根據(jù)16可得 x1=0.917

18、進(jìn)料板：xF=0.388根據(jù)安托尼方程得 F=2.428 由氣液平衡方程得yF=0.604塔底： xW=y26=0.012，根據(jù)氣液平衡方程得 x26=0.005 錯誤 !未找到引用源。精餾段平均摩爾質(zhì)量提餾段平均摩爾質(zhì)量5.4. 平均密度計(jì)算1）氣相平均密度計(jì)算精餾段錯誤 !未找到引用源。提餾段錯誤 !未找到引用源。2）液相平均密度計(jì)算171ai液相密度依下式計(jì)算，即Lmi塔頂： tD 錯誤 !未找到引用源。 ,查得 錯誤 ! 未找到引用源。錯誤 ! 未找到引用源。錯誤 !未找到引用源。進(jìn)料板： tF 錯誤 !未找到引用源。 ， 查得錯誤 !未找到引用源。錯誤 !未找到引用源。進(jìn)料板液相的摩

19、爾分?jǐn)?shù)為 xF=0.388進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 aF=0.388錯誤 !未找到引用源。所以精餾段平均密度為：錯誤 !未找到引用源。塔底： tw 錯誤 !未找到引用源。 ，查得A761.06/ 3762.56kg/m3kg m ， B錯誤 !未找到引用源。所以提餾段平均密度錯誤 ! 未找到引用源。5.5. 液體平均表面張力的計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即錯誤 !未找到引用源。塔頂：tD 錯誤 !未找到引用源。 查表知；A21.2mN/m ,B21.415mN/m進(jìn)料板：tF 錯誤 !未找到引用源。 查表知 :A18.97mN/m ,B20mN/m所以精餾段液相平均表面張力18塔底：tw 錯

20、誤 !未找到引用源。 查表知：A16.89mN/m ，錯誤 ! 未找到引用源。所以提餾段液相表面張力17.68mN/m5.6. 平均粘度塔頂：tD 錯誤 ! 未找到引用源。 查表知：A0.30mPas , B0.305mPas由錯誤 ! 未找到引用源。所以：錯誤 !未找到引用源。進(jìn)料板： tF 錯誤 !未找到引用源。 查表知 :A 0.256mPas,B 0.265mPas錯誤 !未找到引用源。錯誤 !未找到引用源。所以精餾段液相平均黏度：錯誤 !未找到引用源。塔底：tw 錯誤 !未找到引用源。 查表知 :A 0.221mPas, B0.237mPas錯誤 !未找到引用源。提餾段液相平均黏度錯

21、誤 ! 未找到引用源。19六、塔徑及塔板結(jié)構(gòu)工藝尺寸的計(jì)算6.1.塔徑的計(jì)算精餾段氣、液相體積流率為VsVMVm137.7581. 92VmL sLMLm75. 482. 9836003600800 . 725Lm提餾段VsV MVm137 . 7587. 81360036003.26VmLL MLm182.2989.37s3600778.853600Lm欲求塔徑應(yīng)先求出空塔氣速u，而錯誤 ! 未找到引用源。 ,錯誤 ! 未找到引用源。式中 C 可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，橫坐標(biāo)的數(shù)值為精餾段1. 067 m3 / s0 . 00217 m3 / s1. 031 m3 /s

22、0 . 00581 m3 /sLhLVhV0. 002173600800.7251.06736000.06032.91提餾段20( LL )0. 005813600778.850. 0871VV1.03136003.26取板間距錯誤 !未找到引用源。，板上液層高度 錯誤 !未找到引用源。，則錯誤 ! 未找到引用源。根據(jù)以上數(shù)值，由史密斯關(guān)聯(lián)圖查的錯誤 ! 未找到引用源。因物系表面張力 錯誤 !未找到引用源。,錯誤 ! 未找到引用源。精餾段錯誤 ! 未找到引用源。提餾段錯誤 ! 未找到引用源。取安全系數(shù) 0.6，則空塔氣速為精餾段錯誤 ! 未找到引用源。提餾段錯誤 ! 未找到引用源。按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓

23、整后為錯誤 !未找到引用源。實(shí)際空塔氣速為216.2. 塔板結(jié)構(gòu)布置圖）溢流裝置因塔徑 D=1.6m，選用單溢流弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)計(jì)算如下： 堰長錯誤 ! 未找到引用源。 : 取堰長 錯誤 ! 未找到引用源。，即錯誤 ! 未找到引用源。 出口堰高 錯誤 ! 未找到引用源。：依存 錯誤 ! 未找到引用源。 知錯誤 ! 未找到引用源。采用平直堰，堰上液層高度計(jì)算，近似取 E=1，則可由列線圖查出錯誤 ! 未找到引用源。值。因錯誤 ! 未找到引用源。 ，精餾段： 錯誤 ! 未找到引用源。， 由列線圖查得 錯誤 ! 未找到引用源。， 則錯誤 ! 未找到引用源。提餾段 ：錯誤 ! 未找到引用源

24、。，由列線圖查得 錯誤 ! 未找到引用源。，則錯誤 ! 未找到引用源。 弓形降液管寬度 錯誤 ! 未找到引用源。 和截面積 錯誤 ! 未找到引用源。 :用弓形降液管寬度 錯誤 ! 未找到引用源。 和截面積 錯誤 ! 未找到引用源。 圖求取錯誤 ! 未找到引用源。 與錯誤 ! 未找到引用源。，因?yàn)橛性搱D查得 ：則錯誤 ! 未找到引用源。錯誤 ! 未找到引用源。驗(yàn)算液體在降液管中的停留時間，即精餾段：22提餾段 ：停留時間 錯誤 ! 未找到引用源。 ，故降液管尺寸合理。 降液管底隙高度 錯誤 ! 未找到引用源。：驗(yàn)算液體在降液管中的停留時間，即精餾段：取降液管底隙處液體流速錯誤 ! 未找到引用源。

25、，則提餾段：取降液管底隙處液體流速錯誤 ! 未找到引用源。2）塔板布置及浮法數(shù)目與排列取閥動因子 錯誤 ! 未找到引用源。 , 用式 錯誤 ! 未找到引用源。 求空速 錯誤 ! 未找到引用源。，即精餾段 錯誤 ! 未找到引用源。提餾段 錯誤 ! 未找到引用源。依式其中 do=0.039m求得每層塔板上的浮閥數(shù)精餾段23精餾段取邊緣區(qū)寬度 錯誤 ! 未找到引用源。，破沫區(qū)寬度 錯誤 ! 未找到引用源。依據(jù)式計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即浮閥排列方法采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距t=75mm=0.075mm，則可按式考慮到塔的直徑比較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊板的支撐和銜接也要占用一部分

26、鼓泡區(qū)的面積，因此排間距不宜采用84mm，而應(yīng)小于此值，故取t 為 65mm。按 t=75mm， t =65mm,以等腰三角形叉排方式作圖（見附圖），排列閥數(shù)為260按錯誤 ! 未找到引用源。重新核算孔速及閥動動能因數(shù)：243塔板結(jié)構(gòu)布置圖見裝配圖1-3七塔板流體力學(xué)驗(yàn)算及負(fù)荷性能圖7.1. 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算1.1 塔板壓降（1）干板阻力 hc 計(jì)算精餾段： 錯誤 !未找到引用源。錯誤 !未找到引用源。干板阻力 錯誤 ! 未找到引用源。 液柱提餾 段：錯誤 ! 未找到引用源。錯誤 !未找到引用源。干板阻力 錯誤 ! 未找到引用源。 液柱（2）氣體充氣液層的阻力 h1 的計(jì)算，本設(shè)備分離苯和甲苯

27、的混合物， 及液相為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù) 錯誤 ! 未找到引用源。錯誤 ! 未找到引用源。 液柱（3）液體表面張力的阻力h 計(jì)算 ， 此阻力很小，忽略不計(jì)。25因此，與氣體經(jīng)過一層浮閥塔板的壓力降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹榫s段 ：錯誤 ! 未找到引用源。提餾段 ：錯誤 ! 未找到引用源。則單板壓降為精餾段：（設(shè)計(jì)允許值）pphp Lg0. 066800. 7259. 81518. 44pa0. 7kpa提餾段 ： pphp Lg0. 067778. 859. 81511. 91pa0. 7kpa（設(shè)計(jì)允許值）1.2 液泛為防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制將液管中清液高度，錯誤 ! 未找到引用源。其中

28、 錯誤 !未找到引用源。（1） 與氣體通過塔板壓力相當(dāng)?shù)囊褐叨染s段：錯誤 !未找到引用源。提餾段： 錯誤 !未找到引用源。（2） 液體通過將液管的壓頭損失：因不設(shè)進(jìn)口堰，故精餾段：錯誤 ! 未找到引用源。 液柱提餾段：錯誤 ! 未找到引用源。 液柱板上液層高度 ：hL =0.07m ，則 精餾段： 錯誤 !未找到引用源。提餾段： 錯誤 !未找到引用源。取錯誤 !未找到引用源。，又已經(jīng)選定 錯誤 ! 未找到引用源。，錯誤 ! 未找到引用源。符合防止液泛的要求。1.3 霧沫夾帶根據(jù)式其中，板上液體流徑長度錯誤 !未找到引用源。板上液流面積錯誤 !未找到引用源。苯和甲苯是正常系統(tǒng)，可取物性系數(shù)錯

29、誤 !未找到引用源。，查圖得泛點(diǎn)符合系數(shù)精餾段提餾段均為錯誤! 未找到引用源。，將 上數(shù)值帶入上式得26精餾段提餾段計(jì)算得精餾段提餾段泛點(diǎn)率均小于80% ，故可知霧沫夾帶量能夠滿足ev 0.1kg （液） /kg( 氣 )的要求 。7.2 塔板負(fù)荷性能圖2.1 霧沫夾帶線由 錯誤 ! 未找到引用源。 按泛點(diǎn)為 80% 計(jì)算得精餾段霧沫夾帶線即 錯誤 ! 未找到引用源。精餾段霧沫夾帶線即 錯誤 ! 未找到引用源。2.2 液泛線由于塔板結(jié)構(gòu)的尺寸一定，則HT 、 hw 、 ho、 lw 等均為定值，而uo 與 Vs 又有如下關(guān)系，即錯誤 ! 未找到引用源。 式中閥孔數(shù) N 與孔徑 do 亦為定值，

30、因此可將Vs 和 Ls 的關(guān)系化簡如下：即精餾段液泛線為錯誤 ! 未找到引用源。精餾段液泛線為 錯誤 ! 未找到引用源。2.3 液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時間不低以3-5s ，依式 錯誤 ! 未找到引用源。 以錯誤 ! 未找到引用源。 作為液體在降液管中停留時間的下限則精餾段 ：提餾段：27求出上限液體流量的值為常數(shù)與Vs 無關(guān) 。2.4 漏液線以 F0=5 作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則精餾段 ：提餾段 ：據(jù)此畫出與液體流量無關(guān)的水平漏液線。2.5 液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度 錯誤 ! 未找到引用源。 作為液相負(fù)荷下限的條件 ，依據(jù) 錯誤 ! 未找到引用源。 的計(jì)算式

31、計(jì)算出 Ls 的下限值，作出液相負(fù)荷下限，該線與氣相流量無關(guān)的豎直的線可得精餾段 錯誤 ! 未找到引用源。提餾段 錯誤 ! 未找到引用源。依據(jù)以上所求做圖得塔的負(fù)荷性能圖，如附圖所示，可看出：1 、任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)，處在適宜的操作區(qū)內(nèi)的適中位置； 2、塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制；3、按照固定的液氣比，由圖查出精餾段氣相負(fù)荷上限錯誤 ! 未找到引用源。 氣相負(fù)荷下限 錯誤 ! 未找到引用源。所以操作彈性=錯誤 ! 未找到引用源。；錯誤 ! 未找到引用源。氣相負(fù)提餾段氣相負(fù)荷上限荷下限 錯誤 ! 未找到引用源。所以操作彈性 =錯誤 ! 未找到引用源。28八、

32、精餾塔有效高度與全塔實(shí)際高度的計(jì)算、塔體有效高度Z 精( N精- 1)HT( 10 - 1)0. 454. 05mZ 提( N提- 1)HT( 16 - 1)0. 456.75 m在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.7m故有效高度2、塔體實(shí)際高度塔頂空間高度H1=1.0m最后一塊板到塔底的距離進(jìn)氣管頂部到最后一塊板的距離d1=0.5m進(jìn)氣管管徑 d2=1m進(jìn)氣管底部到塔釜液面的距離d3=0.5m為保證塔底有 1min 的液體儲量2969.83d40.28m? D 24裙座高度H31.5D2.0 3.2m2封頭高度H 4D0.2 1.0m4開人孔處增加的高度進(jìn)料板人孔塔板間距為0.7m，故需增加高

33、度 H5=0.25m所以塔高： H （26 - 2） 0.4512.283.21.00.2518.53m九、浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算總表序號項(xiàng)目1平均溫度 tm / 2平均壓力 pm /kpa33氣相流量 Vs / m/s43/s液相流量 LS / m5實(shí)際塔板數(shù) N6有效段高度 Z/m7塔徑 D/m8板間距 H T /m9溢流形式10降液管形式11堰長 l w /m12堰高 H w /m數(shù)值精餾段提餾段90.305107.278108.83117.931.0671.3640.002170.00439101511.51.60.45單溢流弓形降液管1.0560.060.0543013141516171

34、819202122232425262728293031板上液層高度H l /m堰上液層高度H ow /m降液管底隙高度h0 /m安定區(qū)寬度 Ws /m邊緣區(qū)寬度 Wc /m開孔區(qū)面積 A a / m 2閥孔直徑 d0 /m孔數(shù)目 n孔中心距t/m開孔率/ 空塔氣速u/ m s 1孔氣速 u 0 / m s 1物性系數(shù)K每層塔板壓降P /Pa負(fù)荷上限負(fù)荷下限31氣相負(fù)荷上限/ ms31氣相負(fù)荷下限/ ms操作彈性0.070.010.0160.02570.04230.0600.0101.360.0392380.07514.115.10.5310.5133.573.631.00.7液泛控制漏液控制0

35、.01450.01450.00090.00093.693.6631十、輔助設(shè)備的計(jì)算及選型塔頂冷凝器的試算與初選出料液溫 度： 82 （飽和氣）82 （飽和液）冷卻水 溫度 ：2545t1 57 t 2 37 tmt1t257 37t146.28 Ln57t2Ln37當(dāng) t=82 時，查表得 r 苯392.7KJ / kgr 甲苯378.7KJ / kgQV * r * M vm 126.61 * 392.14 * 78.59 / 3600 1083.86kw假設(shè) K=550W /( m2）SQ1083 .86 * 100042.58m2tm55046.28K根據(jù) S=42.58 m2查手冊可

36、知 選擇 的尺寸如下 ：公稱直徑 ：450mm32管長 ： 4500mm管子總數(shù) ：135管程 數(shù)：1中心 排管數(shù) ：13S=n若選擇該型號的換熱器，則要求過程的總傳熱系數(shù)為：K=547.2與原設(shè)值接近塔主要連接管直徑的確定本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管VFFM F80.7* 88.183600 *0.00251m3 / sFM3600 * 787.8取 uF=2m/sdF4VF4 * 0.002510.0399m uF3.14 * 2uF4VF4* 0.002512m / s22dF3.14* 0.0399接管尺寸由管內(nèi)蒸氣、液體速度及體積流量決定。本塔的接管均采用YB231-64熱扎無縫鋼管。塔頂蒸

37、汽出口管徑d4Vs4 0.98u3.140.25m 250mm20故可選取2736.5無縫鋼管d260mm驗(yàn)算實(shí)際流速u實(shí)4 Vs40.9818.47m / sd23.140.2602回流液管徑d4Ls4 0.003050.0441m 44.1mmu3.14 2故可選取452.5 無縫鋼管d40mm實(shí)際流速4 L s4 0.003052.43m/su實(shí)23.14 0.0402d進(jìn)料管徑 dF33料液由低位槽進(jìn)塔，由泵輸送，取u=2m/sLMVsF3600LFmLFm104.3284.10.0031m 3 /s3600787.840.0031dF =0.044m44mm選取452.5 無縫鋼管d i =40mm實(shí)際流速4 VSF4 0.00312.47m/su實(shí)23.14 0.042d釜液排出管 徑 d w取 u=0.8m/s40.00588dw =0.097m 97 mm3.140.8選取102 3.5 無縫鋼管 d i =95mm4L s4 0.005880.83m/su實(shí)d 23.14 0.095