苯-乙苯精工段工藝設(shè)計(jì)

南京工業(yè)大學(xué)南京工業(yè)大學(xué)浦江學(xué)院《化工原理》課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)題目 苯-乙苯精餾工段工藝設(shè)計(jì)專業(yè) 生物工程 班級浦生工0904團(tuán)隊(duì)編號D 指導(dǎo)教師金自強(qiáng)設(shè)計(jì)日期2012年6月11日至2012年6月24日評分表：隊(duì)內(nèi)編號姓名學(xué)號隊(duì)長加分(5)隊(duì)長打分(20)教師打分(30)團(tuán)隊(duì)報(bào)告分(50)總分五級分制1楊天杰155192朱俊茂140193陸飛鵬160194盛成17019指導(dǎo)教師簽字：化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書目錄第一章前言第二章設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明2.1設(shè)計(jì)條件2.2設(shè)計(jì)主要任務(wù)2.3工藝流程2.4設(shè)計(jì)內(nèi)容2.5主要物性數(shù)據(jù)第三章工藝計(jì)算精餾塔物料的衡算塔板數(shù)的確定實(shí)際塔板數(shù)的求取第四章相關(guān)物性參數(shù)的計(jì)算操作壓強(qiáng)平均溫度平均摩爾質(zhì)量平均密度液體平均黏度液體平均表面張力氣液相負(fù)荷塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)統(tǒng)計(jì)第五章塔和塔板的主要工藝尺寸計(jì)算塔徑溢流裝置弓形降液管寬度Wd和截面Af降液管底隙高度塔板布置開孔區(qū)（鼓泡區(qū)）面積計(jì)算浮閥塔的開孔率及閥孔排列第六章塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算氣體通過浮閥塔板的壓力降（單板壓降）干板壓降板上充氣液層阻力hl表面張力引起的阻力液泛驗(yàn)算霧沫夾帶驗(yàn)算第七章塔板負(fù)荷性能圖精餾段提餾段第八章板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備8.1塔體結(jié)構(gòu)8.1.1塔頂空間8.1.2塔底空間8.1.3人孔8.2精餾塔的附屬設(shè)備.1塔主要接管尺寸計(jì)算8.1.2塔底空間8.1.3人孔精餾塔的附屬設(shè)備8.2.1塔主要接管尺寸計(jì)算設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表第九章?lián)Q熱器的設(shè)計(jì)確定設(shè)計(jì)方案確定物性數(shù)據(jù)估算傳熱面積工藝結(jié)構(gòu)尺寸第一章前言塔設(shè)備是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。它可使氣（或

汽）液或液液兩相進(jìn)行緊密接觸，達(dá)到相際傳質(zhì)及傳熱的目的?？稍谒O(shè)備中完

成的常見操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的冷卻與回收、

氣體的濕法靜制和干燥，以及兼有氣液兩相傳質(zhì)和傳熱的增濕、減濕等。在化工廠、石油化工廠、煉油廠等中，塔設(shè)備的性能對于整個裝置的產(chǎn)品產(chǎn)量、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(hù)等各個方面，都有重大的影響。據(jù)有關(guān)資料報(bào)道，塔設(shè)備的投資費(fèi)用占整個工藝設(shè)備投資費(fèi)用的較大比例；它所耗用的鋼材重量在各類工藝設(shè)備中也屬較多。因此，塔設(shè)備的設(shè)計(jì)和研究，受到化工煉油等行業(yè)的極大重視。第二章設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明設(shè)計(jì)條件（1）工藝條件：體系：主要含苯-乙苯的烴化液，要求采用常規(guī)連續(xù)精餾的方法，從烴化液中分離出苯。浮閥塔，總板效率Et=0.65；（2）物料條件：表1烴化液摩爾流量小組編號ABCDEFG流量/(kmol/h)100110120130140150160表2烴化液含量表ComponentIDComponentnameFormulaMole-FracC6H6BENZENEC6H60.65C8H10ETHYLBENZENEC8H100.35烴化液進(jìn)料溫度60℃。塔頂：壓力為0.12Mpa(絕壓，下同)，采用全凝器，冷凝液在泡點(diǎn)下部分回流至塔內(nèi)，其余餾出液D經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送儲罐；塔底：塔釜采用間接蒸汽加熱的釜式再沸器，塔釜產(chǎn)品冷卻后送儲罐。(3)共用工程條件：加熱蒸汽等級：0.9MPa。循環(huán)冷卻水：30℃。供電容量可滿足需要。(4)工作日：300d/a，24h/d。設(shè)計(jì)主要任務(wù)(1)分離要求：要求從塔頂餾出的苯液中，乙苯的含量低于0.5%(摩爾分?jǐn)?shù)，下同)。釜液中苯含量要求小于0.2%。(2)其它要求：詳見《化工原理課程設(shè)計(jì)指導(dǎo)書》。本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-乙苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾。精餾過程的流程設(shè)計(jì)如下：工藝流程如圖1所示。原料液由高位槽經(jīng)過預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入精餾塔內(nèi)。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?dú)堃?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(jìn)入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進(jìn)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(jìn)行，流程中還要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵,有時還要設(shè)置高位槽。且在適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表(流量計(jì)、溫度計(jì)和壓力表)。以測量物流的各項(xiàng)參數(shù)。苯-乙苯精餾體系冷夜進(jìn)料設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，塔頂上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)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。具體如下：塔型的選擇本設(shè)計(jì)中采用篩板塔。篩板塔的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60%,為浮閥塔的80%左右。處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10?15%。塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。壓降較低。缺點(diǎn)是塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。加料方式和加料熱狀況的選擇加料方式采用直接流入塔內(nèi)。雖然進(jìn)料方式有多種，但是飽和液體進(jìn)料時進(jìn)料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制；止匕外，飽和液體進(jìn)料時精餾段和提餾段的塔徑相同，無論是設(shè)計(jì)計(jì)算還是實(shí)際加工制造這樣的精餾塔都比較容易，為此，本次設(shè)計(jì)中采取飽和液體進(jìn)料設(shè)計(jì)的依據(jù)與技術(shù)來源本設(shè)計(jì)依據(jù)于精餾的原理（即利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝使輕重組分分離），并在滿足工藝和操作的要求，滿足經(jīng)濟(jì)上的要求，保證生產(chǎn)安全的基礎(chǔ)上，對設(shè)計(jì)任務(wù)進(jìn)行分析并做出理論計(jì)算。目前，精餾塔的設(shè)計(jì)方法以嚴(yán)格計(jì)算為主，也有一些簡化的模型，此次設(shè)計(jì)采用精確計(jì)算與軟件驗(yàn)算相結(jié)合的方法。設(shè)計(jì)內(nèi)容1、完成精餾塔的工藝設(shè)計(jì)和計(jì)算；物料衡算，物性計(jì)算操作壓力、溫度等條件計(jì)算塔高、塔徑計(jì)算塔板主要工藝尺寸的計(jì)算塔板流體力學(xué)計(jì)算負(fù)荷性能圖2、換熱設(shè)備計(jì)算和選型進(jìn)出料換熱器計(jì)算選型及工藝條件表（附圖）；塔頂全凝器計(jì)算選型及工藝條件表［僅5人團(tuán)隊(duì)做］；塔底再沸器計(jì)算選型及工藝條件表（附圖）［僅5人團(tuán)隊(duì)做］；3、附屬設(shè)備計(jì)算和選型管路尺寸的確定、管路阻力計(jì)算及匯總表；?泵、儲罐等的計(jì)算和選型及匯總表；4、繪制相關(guān)工藝圖紙繪制精餾系統(tǒng)的工藝流程圖一張（CAD繪圖，A3圖紙）；繪制精餾塔的工藝條件圖一張（CAD繪圖，A3圖紙）；各換熱器的工藝條件圖（CAD繪圖，A4圖紙）5、編寫設(shè)計(jì)說明書（手寫或電子文檔）封面及任務(wù)書（打?。徽f明書目錄（到三級目錄，即寫到1.1.1）；前言（每組不能相同）設(shè)計(jì)要求中的各項(xiàng)內(nèi)容（具體的計(jì)算、公式、圖表）；對本設(shè)計(jì)的評價(jià)及某些問題的討論（重要）；參考書目錄；必要的附錄（工藝流程圖、各工藝條件圖、表）；設(shè)計(jì)的相關(guān)電子文檔（設(shè)計(jì)說明書，CAD文件，計(jì)算程序等）；2.5主要物性數(shù)據(jù)1、苯、乙苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量沸點(diǎn)℃臨界溫度℃臨界壓強(qiáng)Pa苯ACH 6—6 78.1180.1288.56833.4乙苯BCH 8-^0 106.16136.2348.574307.72、苯、乙苯在某些溫度下的表面張力t/℃20406080100120140o(mN/m)苯28.826.2523.7421.2718.8516.4914.17o(mN/m)乙苯29.327.1425.0122.9220.8518.8116.823、苯、乙苯在某些溫度下的粘度t/℃020406080100120140N(mPa-s)苯0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184N(mPa?s)乙苯0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.2264、苯、乙苯的液相密度t/℃20406080100120140p(kg/m3)苯877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1p(kg/m3)乙苯867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.75、不同塔徑的板間距塔徑D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板間距H/mm ： T 200-300250-350300-450350-600400-600第三章工藝計(jì)算3.1精餾塔的物料衡算

原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)X=(0.65/78)/(0.65/78+0.35/106)=0.7465FX=(0.995/78)/(0.995/78+0.005/106)=0.9963DXw=(0.002/78)/(0.002/78+0.998/106)=0.002716塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量Mw=0.002716X78+(1-0.002716)X106=105.9kg/kmol全塔物料衡算F=D+W；FXf=DXd+WXwD=130kmol/h則：可知F=173.66Kmol/h；w=43.66Kmol/h年產(chǎn)量=43.66X24X300=314352噸。2塔板數(shù)的確定T/℃xy-1T/℃xy-11840.860.974880.740.939920.6350.906960.5410.8641000.4850.8161040.40.81080.3180.7110.60.2780.6541150.2170.5711200.1560.4631250.1030.3441300.0550.2051350.010.042136.200查化工手冊得苯和乙苯的t-x-y關(guān)系t-x-y圖由上圖可得q線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)（xq,yq）為（0.67,0.91）則最小回流比為R=xD2y^=0.985-0.91=0.31miny一x 0.91-0.67qq取回流比R=2R=2*0.31=0.62min則精餾塔的氣液負(fù)荷：V=（R+1）D=210.6kmol/hL=RD=80.6kmol/h提餾段：V"=V=130kmol/hL"=L+F=254.26kmol/h求取操作線方程精餾段操作線方程：Rxy=——x+-D-=0.383x+0.608n+1R+1nR+1 D提餾段操作線方程：y=—x--x=1.3x-0.0082m+1V'mV'Wm由x-y圖，畫梯級可得理論板數(shù)為8（不包含塔釜），進(jìn)料板為第3塊板。3.3實(shí)際塔板數(shù)的求取塔板效率是氣、液兩相的傳質(zhì)速率、混合和流動狀況,以及板間反混（液沫夾帶、氣泡夾帶和漏液所致）的綜合結(jié)果。板效率為設(shè)計(jì)的重要數(shù)據(jù)。板效率與塔板結(jié)構(gòu)、操作條件、物質(zhì)的物理性質(zhì)及流體力學(xué)性質(zhì)有關(guān),它反映了實(shí)際塔板上傳質(zhì)過程進(jìn)行的程度。計(jì)算實(shí)際塔板數(shù)全塔效率E=0.65T3

0.653

0.65精餾段N =NTp精 ET提餾段N=上t=5仁8p提E0.65

T故全塔實(shí)際所需塔板數(shù)13塊加料板位置在第6塊第四章相關(guān)物性參數(shù)的計(jì)算操作壓強(qiáng)塔頂壓強(qiáng)PD=120kpa,取每層塔板壓強(qiáng)AP=0.7kpa,則進(jìn)料板壓強(qiáng)PF=120+5*0.7=123.5kpa塔釜壓強(qiáng)pw=123.5+8*0.7=129.1kpa精餾段平均操作壓強(qiáng)Pm精=(PD+PF)/2=121.75kpa提餾段平均操作壓強(qiáng)Pm提=(PW+PF)/2=126.3kpa全塔壓強(qiáng)Pm=(PW+PD)/2=124.55kpa平均溫度由前t=83℃、t=129.5℃、t=90.5℃DW F精餾段平均溫度：t=幺匕=86.75℃精2提餾段平均溫度:t=tW±tF=110℃提2全塔平均溫度：t=Jw=98.4℃2平均摩爾質(zhì)量由苯乙苯圖解理論板及t-x-y圖查知xy(圖解理論板)x(平衡曲線)xD=0.985yD=0.985xD'=0.93xf=0.67yF=0.865xf'=0.557x=0.027yW=0.027x'=0.00539進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量

氣相M=yM+(1-y)M=81.9kg/kmolVmFFAFB液相M=x'M+(1-x')M=90.54kg/kmolLmFFA塔頂平均摩爾質(zhì)量FB氣相M=yM+(1氣相M=yM+(1-y)M=81.9kg/kmolVmFFAFB液相M=x'M+(1-x')M=90.54kg/kmolLmFFA塔頂平均摩爾質(zhì)量FB氣相M=yM+(1-y)M=78.53kg/kmolVmDDADB液相M=x'M+(1-x')M=80.07kg/kmolLmDDA塔底平均摩爾質(zhì)量DB氣相M=yM+(1-y)M=105.4kg/kmolVmWWAWB液相M=x'M+(1-x')M=106.01kg/kmolLmWWA則精餾段平均摩爾質(zhì)量WB氣相M(精)=81.9+78.53=80.22kg/kmolVm 2液相M（精）=90.54+80.07Lm提餾段平均摩爾質(zhì)量=85.31kg/kmol81.9+105.4氣相M(提)= =93.65kg/kmolVm 2液相M（提）=90.54+106.01Lm全塔平均摩爾質(zhì)量=98.28kg/kmol液相M (全)=Lm85.31+98.28=91.8kg/kmol4.4平均密度氣相密度PVmPM-m VmRT/業(yè)主、121.75*80.22p.(精)= =3.26kg/m3精餾段 8.314義(273+86.75) 5126.3義93.65P，(精)= =3.71kg/m3提餾段1m8.314義(273+110)p(精)=全塔vmp(精)+P(提)vm vm' /=3.49kg/m3液相密度.1=匕+匕pppLAB式中a為質(zhì)量分率查的在t=83℃、t=129.5℃、t=90.5℃下苯乙苯的密度為TOC\o"1-5"\h\zDW F溫度（℃）P（kg/m3）苯P（kg/m3）乙苯83809.79810.2390.5801.47803.31129.5758.24767.31塔頂平均密度TOC\o"1-5"\h\z1 0.995 0.005 = +—Pm。809.79810.3 P咐=809.8kg/m3進(jìn)料板平均密度\o"CurrentDocument"1 0.65 0.35 = + PLmF801.47803.31 P1m=807.9kg/m3塔釜平均密度\o"CurrentDocument"1 0.002 0.998 =— + PLmW 758.24767.31 PLW=佝3kg/m3精餾段平均密度P=PLmD+PLmF=808.85kg/m3TOC\o"1-5"\h\zLm（精） 2提餾段平均密度P=PLnF+PLnW=787.6kg/m3Lm（提） 2全塔液相平均密度P PLm（精）+PLm（提）=798.2kg/m3\o"CurrentDocument"Lm（全） 24.5液體平均黏度查的在t=83℃、t=129.5℃、t=90.5℃溫度下各組成的黏度DW Ff、j-j__ 黏度口-溫度一、、.83℃129.5℃90.5℃苯（mPa-s）0.3010.2810.201乙苯（mPa-s）0.3500.3270.242TOC\o"1-5"\h\z由公式日=1%日計(jì)算平均黏度m ii

進(jìn)料板也進(jìn)=0，465義0.281+0.2535義0.327=0.293mPa.s塔頂也頂=0.9963義0.301+0.0037義0.35=0.301mPa.s塔釜Nm釜=0.002716*0.201+0.997284*0.242=0.242mPasN精餾段平均黏度mN精餾段平均黏度m（精）Nm進(jìn)；Nm頂二0.297kg/m3提餾段平均黏度^提餾段平均黏度^m（提）Rm進(jìn)；Nm底二0.269kg/m3R=Nm（精）+Nm（提）=0.283kg/m3全塔平均黏度m24.6液體平均表面張力TOC\o"1-5"\h\z由公式o=￡xo進(jìn)行計(jì)算m iii=1查資料得t=83℃、t=129.5℃、t=90.5℃溫度下苯乙苯的表面張力DW F?表面張力溫度-，口、83℃90.5℃129.5℃苯（mN/m）2120.0815.33乙苯（mN/m）22.6721.8917.83進(jìn)料板表面張力om進(jìn)=0.7465x20.08+0.2535x21.89=20.53mN/mTOC\o"1-5"\h\z塔頂表面張力om頂=0.9963x21+0.0037x22.67=21.00mN/m塔底表面張力om底=0.002716x15.33+0.997284x17.85=17.41mN/mo，蛙、=0m進(jìn)+om頂=20.77mN/m精餾段液體平均表面張力m（卷 2o =0m進(jìn)+0m底=18.97mN/m提餾段液體平均表面張力m（提） 2o=om（精）+om（提）=19.87mN/m全塔液體平均表面張力m24.7氣液相負(fù)荷精餾段=（R+1）D=210.6kmol/hVM= Vm（精）=1.4354m3/s,3600Pv卡）Vm（精）L=RD=80.6kmol/hL=LMLm（精）=0.00236m3/ss3600pTgLm（精）匕卜=8.496m3/hh提餾段V,=V=210.6kmol/hV，MV,二 Vm（提）=1.477m3/sS3600PVm（提）L=L+F=254.26kmol/hL=LMLm（提）=0.0081m3/ss3600PLm（提）L=29.268m3/hh4.8塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)統(tǒng)計(jì)項(xiàng)目符號單位計(jì)算數(shù)據(jù)平均壓強(qiáng)精餾段PmkPa121.75提餾段126.3全塔124.55平均溫度精餾段tm℃86.75提餾段110全塔98.4液相平均摩爾質(zhì)量精餾段MLmkg/kmol85.31提餾段98.28全塔91.8氣相平均摩爾質(zhì)量精餾段MVmkg/kmol80.22提餾段93.65全塔86.94液相平均密度精餾段Kg/m3808.85

提餾段PLm787.6全塔798.225氣相平均密度精餾段PVmKg/m33.26提餾段3.71全塔3.49液體平均黏度精餾段NmmPa?s0.297提餾段0.269全塔0.283液體平均表面張力精餾段ommN/m20.77提餾段18.97全塔19.87氣相負(fù)荷精餾段Vsm3/s1.4354提餾段V's1.477液相負(fù)荷精餾段Lhm3/h8.496提餾段L'h29.268第五章塔和塔板的主要工藝尺寸計(jì)算5.1塔徑塔徑的計(jì)算按照下式計(jì)算：式中D 塔徑m;匕 塔內(nèi)氣體流量m3/s;u 空塔氣速m/s?？账馑賣的計(jì)算方法是，先求得最大空塔氣速u，然后根據(jù)設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)，乘以一定的安全系數(shù)，即u=(0.6~0.8)umax因此，需先計(jì)算出最大允許氣速沅max式中 Umax——允許空塔氣速，m/s;Py，PL—-分別為氣相和液相的密度，kg/m3；C——?dú)怏w負(fù)荷系數(shù)，m/s,對于氣體負(fù)荷系數(shù)C可用下圖確定；而下圖是按液體的表面張力為o=0.02N/m時繪制的，故氣體負(fù)荷系數(shù)C應(yīng)按下式校正：20喘)20喘)0.2精餾段塔徑的計(jì)算由以上的計(jì)算結(jié)果可以知道：精餾段的氣，液相體積流率為:L=0.00236m3/sV=1.4354m3/ss s精餾段的汽，液相平均密度為：pL=808.85kg/m3 pv=3.26kg/m3板間距與塔徑的關(guān)系塔徑D/mm300~500500~800800~1600塔徑D/mm300~500500~800800~16001600~2400為為19.22mN/m時的C板間距HT/mm200~300板間距HT/mm200~300250~350300~450350~600那么分離空間，初選板間距H=0.45m，取板上液層高度h=0.06m。H—h=0.4—0.06=0.39mTL(L).(2)0.5=0.025匕PS（c、0.2查上圖smith關(guān)聯(lián)圖，得C=0.083，依式C=C— 校正到物系表面張力為20 20120）86mN/m時的CC=CC=C20(20.86)0.2=0.084p'p—p 806—2.91u=Cl v-=0.084x- =1.395m/smaxVP 2.91V取安全系數(shù)為0.7，則u=0.7u=0.7x1.395=0.98m/smax=1.21mD二J=1.21m、'兀u \，3.14x0.98調(diào)整塔徑為1.4m;提餾段塔徑的計(jì)算L,=0.00813m3/s、V,=1.477m3/ssS提餾段的汽，液相平均密度為：PL=787.6kg/m3、PV=3.71kg/m3(Ls).(￡L)0.5=0.0802VS， PS查上圖smith關(guān)聯(lián)圖，得C查上圖smith關(guān)聯(lián)圖，得C'=0.078，依式C=C20(—A0.220120)校正到物系表面張力C=C20八C=C20八9一221。2'——=0.078I20Ju'=C'：

max:p'-p' 784.7u'=C'：

maxl v-=0.078x, =1.188m/spp' 3.37Vu'=0.7u'=0.7x1.188=0.83m/smax；4；4V,D7-=J 1=兀u'士里二1.32m3.14義0.83調(diào)整塔徑為1.4m，綜上，則取塔徑為1.4m，空塔氣速為0.75m/s5.2溢流裝置采用單溢流，弓形降液管，平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。溢流堰長lw取堰長為0.6D，則L=0.6x1.4=0.84mW出口堰高h(yuǎn)w . .. 284 (l):由h=h-h，選用平直堰，堰上液層高度h=二84e-3wlow ow1000 11)w式中how—堰上液流高度，m；lsls—塔內(nèi)平均液流量，m3/h；液流收縮系數(shù)E提儲段7 2.84廠*9.268、八“0h,= .E.（ ）0.5=0.0168TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"“攻1000 0.84 m%=0.06-0.0168=0.0432m弓形降液管寬度Wd和截面Af由D=0.66查右圖得：A 卬一=0.0722、=0.124A DT則有W=0.124X1.4=0.1736md3.14A=0.0722x_x1.42=0.111m2f 4計(jì)算液體在降液管中停留時間，以檢驗(yàn)降液管面積心=^H=21.16s>5s精Lst.s=—f—t=6.14s>5s提L，s故符合要求。降液管底隙高度l s-luw0降液管底隙處液體流速，m/s降液管底隙處液體流速，m/s；（根據(jù)經(jīng)驗(yàn)般）u0液管底隙處液體流速為0.08m/s，則ho（精）—Lho（精）lx0.08w=0.1209mh=0.1209m0（提） lx0.08w塔板布置邊緣區(qū)寬度確定

取攻二攻，=0.065m（安定區(qū)寬度） 攻=0.035m（無效區(qū)寬度）TOC\o"1-5"\h\zss c開孔區(qū)（鼓泡區(qū)）面積計(jì)算開孔區(qū)面積按A=2x)R2-x2+/_R2sin-1x計(jì)算a [_ 180R_\o"CurrentDocument"x=D-W+W)=14-(0.1736+0.065)=0.4614、R=14-0.035=0.6652dS2 2故A=20.461450.6652-0.46142+三0.6652sin-10-4614=1.015m2a 180 0.665浮閥塔的開孔率及閥孔排列①浮閥數(shù)目的確定F1型浮閥的孔徑d0=0.039m（F0）c=（u0）c拒綜合塔板效率、板壓降、及生產(chǎn)能力，一般希望浮閥剛剛?cè)_時操作。所以（F0）c=9T2u0=(u0u0=(u0)c=9 12=5.36?7.15m/s取u0=5.6m/s4Vsn4Vsn= 兀d2(u)0 0c4x1.873.14x0.0392x5.6=276.9=277(個)②閥孔的排列塔徑D=1.4m,浮閥一般按等邊三角形排列，間距75mm③核算實(shí)際閥孔個數(shù)：N=284閥孔氣速：u=

04Vs兀Nd閥孔氣速：u=

04Vs兀Nd204x1.873.14x0.0392x284=5.51u'=0.07~0.25m/s0m/s閥孔動能因數(shù)：F=u0啊=5.51X<2,816=9.24,在9?12之間，故合理。開孔率…=N（DT=歲曰=13.3%在10?14%之間，也合理。

第六章塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算氣體通過浮閥塔板的壓力降（單板壓降）氣體通過一層浮閥塔時的壓強(qiáng)降為：Ap=Ap+Ap+Appclo其中：Ap 氣體通過一層浮閥塔板的壓降，Pa；pAp 氣體克服干板阻力產(chǎn)生的壓強(qiáng)降，Pa；cApl 氣體克服板上充氣液層的靜壓強(qiáng)產(chǎn)生的壓強(qiáng)降，Pa；Ap 氣體克服液體表面張力產(chǎn)生的壓強(qiáng)降，Pa。o習(xí)慣上，常把壓強(qiáng)降折合成塔內(nèi)液體柱高度表示，所以上式可寫為：h=h+h+hpclo式中：h 與Ap相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m，h=App-；p p ppgh 與Ap相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m；cch 與Ap相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m；llh 與A匕相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m。干板壓降計(jì)算干板壓降前，首先確定臨界孔速u0c對F1型重閥：u=I、：731="*?31=3.73m/s0c 1飛p252.8161V所以u0>u0c故浮閥未全開臨界速度pu2 2.816義5.62h=5.34J0=5.34義 =0.030mc2pg 2義811.27*9.8L其中：u 閥孔氣速，m/s；opLpL液體密度，kg/m3；氣體密度，kg/m3。v板上充氣液層阻力hl一般的經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算h：lh=￡h=0.5義0.06=0.03mloL其中：h 板上液層高度，m；le 反映上液層充氣程度的因數(shù)，稱為充氣因數(shù)，無因次。o液相為水時，e=0.5；為油相是￡=0.2~0.35；為碳水化合物時，￡=0.4~0.5，oo o故可以選擇e=0.5。o表面張力引起的阻力h此阻力很小可忽略O(shè)閥孔動能因數(shù)F及開孔率o則：h=0.03+0.03=0.06m（液柱）p故單板壓降：錯誤!未找到引用源。Ap=hog=0.06X811.27X9.81=477.5PappL小于所要求的700Pa，因此滿足要求。液泛驗(yàn)算溢流管內(nèi)的清液層高度：Hd=hp+hd+hL式中：h 與液體流過降液管的壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐撸籨h 板上液層高度，mlh 上升氣體通過一層塔板所相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺。p因?yàn)椋篽=0.03m；h=0.03mpl又因?yàn)榘迳涎b有進(jìn)口堰：h=0.2d

式中：L 液體體積流量，m/sSl 堰長，mwh 降液管底隙高度，mo( 6523Vh=0.2X =3.4x10-4md^1.08x0.0406x3600)故:H=0.03+0.03+3.4X10-4=0.06034md為防止液泛，通常Hd不大于①（HT+hw）,取校正系數(shù)①=0.35;則有：①(HT+h)=0.35X(0.38+0.06034)=0.154>Hd,故不會產(chǎn)生液泛霧沫夾帶驗(yàn)算大塔：泛點(diǎn)率＜80%直徑0.9m以下塔：泛點(diǎn)率＜70%減壓塔：泛點(diǎn)率＜75%泛點(diǎn)率=KCAX100%泛點(diǎn)率=KCAX100%Fb其中：K 物性系數(shù)。對無泡正常系統(tǒng)K=1.0;ZL 板上液體的流經(jīng)長度，m。對于單溢流塔板ZL=D-2Wd=L8-2X0.198=1.404m；其中D為塔徑，W為弓形降液管高度;dAb 板上液泛面積，m2。對于單溢流塔板Ab=AT-2A「2.543-2X0.1399=2.263m2；CF 泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，查圖可得［=0.118。則：1.87x泛點(diǎn)率=: 2116\811.27-1.87x泛點(diǎn)率=: 2116\811.27-2.816+1.36x6.523x1.4041x2.263x0.11847.06錯誤!未找到引用源。＜80%,可見霧沫夾帶均在允許范圍內(nèi)。第七章塔板負(fù)荷性能圖

塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)確定后，該塔板在不同的氣液負(fù)荷內(nèi)有一穩(wěn)定的操作范圍。越出穩(wěn)定區(qū)，塔的效率顯著下降，甚至不能正常操作。將出現(xiàn)各種不正常的流體力學(xué)的界限用曲線表示出來，便為操作負(fù)荷性能圖。它由氣相負(fù)荷下限線（又稱漏液線）、過量霧沫夾帶線、液相負(fù)荷下限線、液相負(fù)荷上限線和液泛線五條線組成。7.1精餾段7.1.1漏液線漏液線，又稱氣相負(fù)荷下限線。氣相負(fù)荷低于此線將發(fā)生嚴(yán)重的漏液現(xiàn)象，氣、液不能充分接觸，使塔板效率下降。由四.4c廊而兩嬴用0.03069+0.46438L3l wow 卜 sJ svU=s,min0,minA0how2.84/L)3how E-h100011Jw<0.0056+0.131h+也EfL]3w1000UJwy-hPv得V=4.43。Asmin oo整理得V =5.82f0.009608+0.0959L2smin % sL0.0003s0.0010.0030.0060.009V s 0.5830.5980.62690.65780.6826計(jì)算結(jié)果列于下表在操作范圍內(nèi)，任取幾個L值，依上試計(jì)算出v值，7.12霧沫夾帶線ss5.7x10-6oLfV S——3.21.134)A-ATfss5.7x10-6oLfV S——3.21.134)A-ATf11.54—0.111J=0.795m/s=2.5h=2.5(h+h)wowh=0.06—0.0105=0.0495mwhow當(dāng).how當(dāng).E.1000I0.84)23=0.749L3s故h=0.124+1.87L3f s3H—h=0.276—1.87LTf5.7x10-5.7x10-6 x20.86x10-30.7Vs210.276-1.87L3)s3.2=0.1… 2整理得V=2.494-16.9L3sL0.00030.0010.0030.0060.009V2.41832.3252.142461.935971.762787.1.3液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷低于此線，就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導(dǎo)致塔板效率下降。對于平直堰,取上液層高度h=0.006mow作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)由下式得how當(dāng)how當(dāng)E100023=0.005取E=1,則Lsmin(Lsmin(0.006義1000、I2.84 )23x——=0.0003843600據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直負(fù)荷下限線。7.1.4液相負(fù)荷上限線該線又稱降液管超負(fù)荷線。液體流量超過此線，表明液體流量過大，液體在降液管內(nèi)停留時間過短，進(jìn)入降液管的氣泡來不及與液相分離而被帶入下層塔板，造成氣相返混，降低塔板效率。以t=5s作為液體在降液管中停留時間的下限由式5-9得AHt=T_T=5SL

AH故L=-f_T=0.00888smin 5據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直負(fù)荷上限線。7.1.5液泛線how里.how里.E.1000(3600L)sI0.84)若操作的氣液負(fù)荷超過此線時，塔內(nèi)將2發(fā)生液泛現(xiàn)象，使塔不能正常操作。液泛可=0.749L2s3分為降液管液泛和液沫夾帶液泛兩種情況，在浮閥塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算中通常對降液管液泛進(jìn)行驗(yàn)算。為使=0.0295V=0.0295V2+0.03069+0.46438L；+0.00211液體能由上層塔板順利地流入下ss=0.0328+0.0295V2+0.46438L;ss層塔板，降液管內(nèi)須維持一定的液層高度Hd。令H=。（"+h）d d Twh=h+h+hpclorh=0.153dvrh=0.153dvL

~Th

wo=0.153xrlyv0.84x0s01985)=550.32L2sJLJLs0.0003s0.0010.0030.0060.009Vs2.154992.09761.95101.67341.2407得：V2=4.83—41.13L1—18655L23H=0.45m、h=0.0495m、①=0.5代入①(H+h)=h+h+h+hT w Twpwowd精憎段負(fù)荷性能圖/| /.\ // . ? .T 1- 1 1 1 1 40.002 0.004 0.006 0.0080.(h=2.5h=2.5(h+h)f L wowh=0.06—0.0267=0.0333mwhow184.ehow184.e.1000(3600L、l0.84)23=0.749L3=0.08333+1.87L3s—h=0.3167-1.87LTf5.7義10-5.7義10-6 x19.22x10-30.7V210.3167-1.87L3)s3.2=0.1一，一 2整理得V=2.79-16.5L3sL0.00030.0010.0030.0060.009V2.71602.6252.44672.24522.0761^s液相負(fù)荷下限線取上液層高度h=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)ow由下式得取E=1,則Lsmin(Lsmin(0.006x1000、l2.84 )23x——二0.0003843600據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直負(fù)荷下限線。液相負(fù)荷上限線以t=5s作為液體在降液管中停留時間的下限，得AHt=fT=5sL

=0.02266+0.0351V=0.02266+0.0351V2+0.46438L：故L =-f~r=0.008882o'u':h=0.051ch=0.c據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直負(fù)荷上限線。=0.051x1y

2o'u':h=0.051ch=0.c據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直負(fù)荷上限線。=0.051x1y

唬盛I72x0.1023心4.74.79L7)=0.02066+0.46438L：7.2.5液泛線=0.0351Vs2h=0.153dWh=0.153dW0.153x=0.02BW030W+2=33.97L2s0.46438L；s將H=0.4m、h=0.0333m、①=0.5得：V代入①(H+h)=h+h+h+h得：Vhow當(dāng).how當(dāng).E.1000I0.84)23=0.749L：sL0.00030.0010.0030.0060.009sV2.10352.05751.96271.84491.7337ss2=4.58-34.57L；-967.8L2S

第八章板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備塔體結(jié)構(gòu)塔頂空間取HD=1.0m塔底空間a.由于貯存液量停留3-5min，因此取5min;b.塔底液面至最下層塔板提情段負(fù)荷性能圖提情段負(fù)荷性能圖之間要有1-2m的間距。故：H=B故：H=B4L5——s 6而D24x34.83x560x3.14x1.82=1.14m因此：可取Hb=1.2m人孔苯和乙苯不需經(jīng)常清洗，因此可每隔6層設(shè)一人孔，故可在實(shí)際板中設(shè)3個人孔。設(shè)人孔處板間距0.7m,人孔直徑0.45m所以塔高：H=(n—n—n-1)H+nH+nH+H+HFP TFFPPDB

=(16-1-3-1)X0.38+1X0.4+3X0.7+L0+L2=8.88m精餾塔的附屬設(shè)備塔主要接管尺寸計(jì)算(1)塔頂蒸汽出口管徑因是常壓操作因此蒸汽流速：u=15m/s故：,:獷,14X1,87d=.—s=. =0.3985m=398.5mm兀u \3.14X15所以選擇：@=426mmX10mm的無縫鋼管，流速核算：0.406=：區(qū)87,u=15.12m/s，符合12?20m/s范圍，3.14u所以u=15m/s可取。(2)回流液管徑在重力回流狀態(tài)下，取u=0.3m/s。故：d=4d=4X6.523V3.14X3600X0.3=0.088m=88mm所以選擇@=95mmX3.5mm的無縫鋼管，流速核算：0088=」’4*6.523，u=0.29m/s,符合0.2?0.5m/s范圍。3600x3.14u所以u=0.3m/s可取。(3)加料管徑由于使用泵輸送原料液所以選取進(jìn)入流速u=2m/sF=234.96Kmol/hMF=xFMA+(1-xF)MB=0.7602X78+(1-0.7602)X106=84.71kg/kmol86.8℃時：苯的密度：p=912-1.187t=912-1.187X86.8=808.97kg/m3A乙苯的密度：P=1166-1.3591+1.81x10313—2.245x10-613=1060.5kg/m3B故：1P= aa十1P= aa十—BPPAB10.79681-0.7968 + 808.91 1060.5=849.88kg/m3234.96x84.71849.88=23.42m3/h234.96x84.71849.88=23.42m3/h4~~4X23.42—丫3.14X3600X2所以選擇@=70mmX3mm的無縫鋼管流速核算：0.0480.064= 4x34.83 u=2.02m/s符合1.5?2.5m/s范圍。3600x3.14u所以u=2m/s可?。?）排液排出管徑選取u=0.7m/s所以：：^L^ '-4X34.83d =' =0.13629m；%3600兀u V3.14X3600X0.7所以選擇”=140mmX4.5mm的無縫鋼管流速核算：0131=I4x列83，u=0.718m/s，符合0.5?1.0m/s范圍。3600x3.14u所以u=0.7m/s可取。（5）飽和水蒸汽管徑由于表壓在785kPa以下，所以選擇u=50m/s。水蒸氣密度P=3.1686kg/m3（水蒸汽操作壓力為500Kpa）,標(biāo): 4X170 .d= =1 =89mm\邛u Y3.14X50X3.1686所以選擇”=102mmX6mm的無縫鋼管流速核算：009=——l^10——,u=49.63m/s，符合40?60m/s范圍。3.1686x3.14u所以u=50m/s可取。（6）輔助設(shè)備的選取表4-2@25X2加熱管數(shù)據(jù)名稱公稱直徑D/mmN公稱壓力Pg/MPa管程數(shù)N管子根數(shù)n規(guī)格9002.54554名中心排管數(shù)管程流通面積/mz計(jì)算換熱面積換熱管長度

稱/m2/mm規(guī)格270.0480125.2530008.3設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表表5-1浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目數(shù)值與說明備注塔徑D,m1.4板間距HT,m0.45塔板型式單流型弓形降液管空塔氣速u，m/s0.7454板上液層高度hl,m0.06浮閥數(shù)N，個284等腰三角形叉排閥孔氣速u0,m/s5.51閥孔動能因素F 0 9.6孔心距t,m0.075同一橫排孔心距排間距t'，m0.70閥孔直徑，m0.039降液管內(nèi)的清液高度此,山0.06034溢流堰高度hw,m0.0506氣相負(fù)荷上限（Vs）max3.39氣相負(fù)荷下限（Vs）min1