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(shuō)明書 設(shè)計(jì)題目： 分離苯一甲苯系統(tǒng)的板式精餾塔設(shè)計(jì) 學(xué)生姓名 班級(jí)_ 開始設(shè)計(jì)時(shí)間 年月日 完成設(shè)計(jì)時(shí)間 年月日 指導(dǎo)教師設(shè)計(jì)成績(jī) 板式連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 一、設(shè)計(jì)題目：分離苯一甲苯系統(tǒng)的板式精餾塔設(shè)計(jì) 試設(shè)計(jì)一座分離苯一甲苯系統(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)）。 、操作條件 1. 塔頂壓強(qiáng)： 2. 進(jìn)料熱狀態(tài)： 3. 回流比： 加熱蒸氣壓強(qiáng): 單板壓降： 三、塔板類型： 4 kPa （表壓）； Q=1 最小回流比的2倍

2、 101.3 kPa （表壓）； ! - - ! e raaa- ! ir i - - - ! e raaa- i i 浮板易脫落、效率較低 分離要求高、負(fù)荷變化 大 分離要求高、塔板數(shù)較 多 分離要求較低的閃蒸 塔 ia4*Bi uaaiau i i: “ i ualii ua i i 分離要求較低的減壓 塔 F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 壓降 丄 i 泡罩板 I篩板 塔板效率-處理能力操作彈性 4 1.05.0 1.4 3.0( I ： aatBi mm；： = ! ii吟 u M n 1.5 9.0( 1.53.0( 亠結(jié)構(gòu) 成本

3、1.0 1.21 1.0 0.5 復(fù)雜 1.0 n n:mJ 0.40.5 1.21 舌型板1.11 浮閥板 0.6 0.8 簡(jiǎn)單 0.70.9 0.50.6 3、塔板的選擇 本項(xiàng)目設(shè)計(jì)精制過程對(duì)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(duì)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。 50000t/ 塔底釜液的 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)分離苯一一甲苯混合物，已知原料液的處理量為 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, 組成為

4、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(shí)） 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 r 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 甲苯的摩爾質(zhì)量 MA=78.11kg/kmol MB=92.13kg/kmol 0. 40 78. 11 xF = 0.400.60 =0.440 78.1192. 13 0. 96 -78. 11 xF= XF 0.400.60 78. 1192. 13 =0.966 0

5、.01 xW= 78. 11 0. 010. 99 =0.012 78. 1192. 13 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 MF0. 440 78. 11 0. 60 92. 13 85.96 MD0. 966 78. 11 0. 034 92 . 13 78.59 MW0. 012 78. 11 0. 988 92 . 13 91.96 3. 物料衡算 原料處理量 F 錯(cuò)誤!未找到引用源 總物料衡算 錯(cuò)誤 ! 未找到引用源。 苯物料衡算 錯(cuò)誤 ! 未找到引用源。 聯(lián)立解得錯(cuò)誤 ! 未找到引用源。 錯(cuò)誤!未找到引用源。 四、塔板數(shù)的確定 1.理論板層數(shù)Nt的求取 苯一甲苯屬理想物系，可采

6、用圖解法求理論板層數(shù)。 由手冊(cè)查得苯一甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x y圖，見圖1-1 o 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(duì)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=0.659 xq=0.440 故最小回流比為Rmin = XD yq yq Xq 0. 9660. 659 0. 6590. 440 =1.402 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=2.80 36.25=75.4 kmol/h V=(R+1)D=(2.8+1)*36.25=137.75kmol/h L

7、=L+F=182.29 kmol/h V =V=137.75 kmol/h 求操作線方程 精餾段操作線方程為 101.536.25 x十 137.75137.75 提餾段操作線方程為 X 0.966 = 0.737JV+ 0.254 L1 W 182.29 =兀訐衍忻=面齊# 44.54 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=6 （2） 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) A B C 苯 6.023 1206.35 220.2

8、4 甲苯 6.078 1343.94 219.58 錯(cuò)誤!未找到引用源。 奧康奈爾方法錯(cuò)誤!未找到引用源。 塔頂壓強(qiáng)PD錯(cuò)誤!未找到引用源。 塔底壓強(qiáng)Pw錯(cuò)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(cuò)誤!未找到引用源。C 塔底溫度tw錯(cuò)誤!未找到引用源。C 全塔平均溫度tm錯(cuò)誤!未找到引用源。C 已知 t D=82. 003C Po （苯）=107.566kPa Po （甲苯）=41.852kPa 錯(cuò)誤!未找到引用源。=Po （苯）/ Po （甲苯）=107.566/ 41.852=2.57 t W=錯(cuò)誤!未找到引用源。 C Po （苯）=27

9、2.07kPa Po （甲苯）=118.182kPa a W= Po （苯）/ Po （甲苯）=272.07/118.182=2.302 jV2-57X 2.302 = 2.43 a = . a d aw = 又因?yàn)樵谄骄鶞囟?錯(cuò)誤!未找到引用源。下 ctx 1 + 且錯(cuò)誤味找到引用源。故可得x平均=0.39 y平均=0.61 卩苯=0.257mPa s卩甲苯=0.265mPa s lg 卩平均=0.39lg0.256+0.61lg0.265可得卩平均=0.262mPa s 故 ET=0.49(2.43*0.262)-0.245=0.547 精餾段實(shí)際塔板層數(shù) N罡5/O.E47 - 9.1

10、電 10 提餾段實(shí)際塔板層數(shù) 進(jìn)料 N捱=S,5/0.547 = 15.5 海 16 板為/ 一 口 10 11 12 13 14 15 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+0.7X 10=112.33kPa 精餾段平均壓力 Pm=(105.3+112.3)/2=108.83kPa 塔底壓強(qiáng) Pw =PD+N P=105.33+0.7X 26=123.53kPa 提餾段平均壓力 1 Pm =(112.33+123.53)/2=117.93kPa

11、 5.2. 操作溫度計(jì)算 試差法求得塔頂溫度 tD錯(cuò)誤!未找到引用源。r 塔底溫度 tw錯(cuò)誤！未找到引用源。r 全塔平均溫度 tm 錯(cuò)誤!未找到引用源。 r 進(jìn)料板溫度 tF錯(cuò)誤!未找到引用源。r 精餾段平均溫度 t精餾m錯(cuò)誤!未找到引用源。r 提留段平均溫度 t提餾m錯(cuò)誤!未找到引用源。r 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) ax 14- (0- l)y 可得 x1=0.917 = 0.966 X 78.11 + (1- 0-966)X 92.13 = 79kg/mol = 0.917 X 78.11 + (1- 0.917)X 92.13 =

12、 7927kg/mol 進(jìn)料板：xF=0.388 根據(jù)安托尼方程得a F=2.428由氣液平衡方程得yF=0.604 %加=X 78.11 + (1- 0.604)X 92.13 = 83.66fe/mo = 0.3S3 X 78.11 +(1- 0388)X 92.13 = 3b.e9kg/mol 塔底： xW=y26=0.012，根據(jù)氣液平衡方程得x26=0.005 錯(cuò)誤!未找到引用源 二 0.005 X 78.114- (1-0.005) X 92.13 = 92.Qkg/mol 精餾段平均摩爾質(zhì)量 = (78.59 + 8玄66)/2 = 91.13/ = 7927 + 8&.B9)/

13、2 = 82.98/ 提餾段平均摩爾質(zhì)量 二(83,66 + 91.96)/2 二 97,81fc/ma 二(36,69 4 92.046)/2 = 09.37/ 54平均密度計(jì)算 1）氣相平均密度計(jì)算 精餾段錯(cuò)誤!未找到引用源 提餾段錯(cuò)誤!未找到引用源 2）液相平均密度計(jì)算 液相密度依下式計(jì)算，即 y / Lm 塔頂：tD錯(cuò)誤!未找到引用源。C,查得 錯(cuò)誤!未找到引用源。 源。 錯(cuò)誤!未找到引用源。 進(jìn)料板：tF錯(cuò)誤!未找到引用源。C,查得錯(cuò)誤!未找到引用源。 用源。 進(jìn)料板液相的摩爾分?jǐn)?shù)為xF=0.388 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為aF=0.388 錯(cuò)誤!未找到引用源。 所以精餾段平均密度為：

14、 錯(cuò)誤!未找到引用源。 3 塔底：tw錯(cuò)誤!未找到引用源。C,查得A 761.06kg/m , B 錯(cuò)誤!未找到引用源。 所以提餾段平均密度錯(cuò)誤!未找到引用源。 錯(cuò)誤!未找到引用 錯(cuò)誤!未找到引 762.56kg/m3 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(cuò)誤!未找到引用源。 塔頂：tD錯(cuò)誤!未找到引用源。C 杳表知.A 21.2mN/m B 21.415mN/m =。月怎6 X 21.29 + 0.034 X 20 = 21.217nN/m 進(jìn)料板：tF錯(cuò)誤!未找到引用源。C 杳表知：A 18.97mN/m B 20mN/m = 0.388 X 18.97 + 0

15、.612 X 20 = 所以精餾段液相平均表面張力 書“=(211-1- 19.60)/2 = 20,40 塔底：tw錯(cuò)誤!未找到引用源。C 杳表知.a 16.89mN/mb 17.68mN/m 錯(cuò)誤!未找到引用源。 所以提餾段液相表面張力 理=(17.55 + 19.60)/2 = 18.575wiiV/ffl 5.6.平均粘度 塔頂：tD錯(cuò)誤!未找到引用源。C 查表知： A .3mPas B J 0.305mPas 由 錯(cuò)誤!未找到引用源。 所以： 錯(cuò)誤!未找到引用源。 進(jìn)料板： tF錯(cuò)誤!未找到引用源。 查表知： A 0.256mPa s b 0.265mPa s J 錯(cuò)誤!未找到引用源

16、。 錯(cuò)誤!未找到引用源。 所以精餾段液相平均黏度：錯(cuò)誤!未找到引用源 塔底： tw錯(cuò)誤!未找到引用源。C 杳表知 A .221mPa s B .237mPas 1陽(yáng)必山如= :OjOOSlog + 0.9951og 錯(cuò)誤!未找到引用源。 提餾段液相平均黏度錯(cuò)誤!未找到引用源 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 提餾段 VMvm 137.75 81 . 13 3600Vm 3600 2. 92 LMLm 75. 4 82. 98 3600 Lm 3600 800 . 725 VMvm 137. 75 87. 81 3600 Vm 3600 3.26

17、 LMLm 182.29 89.37 3600 Lm 3600 778.85 Vs L s L s 而 U， 0. 00581 m3/s 1. 031 m3/s 1. 067 m3/ s 0. 00217 m3/ s 欲求塔徑應(yīng)先求出空塔氣速 錯(cuò)誤!未找到引用源。，錯(cuò)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 0.002173600 1.0673600 800.725 2.91 0.0603 提餾段 z L L /0. 005813600778.85 ()0. 0871 V v1.0313600. 3.26 取板間距錯(cuò)誤!未找到引用源。，板上液層高度 錯(cuò)誤!未找到引

18、用源。，則 錯(cuò)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(cuò)誤!未找到引用源。 因物系表面張力錯(cuò)誤!未找到引用源。，錯(cuò)誤!未找到引用源。 %(嘉) = 0.083(-)= 0.0833 =0080(穿) =(MV788 精餾段 錯(cuò)誤!未找到引用源。 提餾段 錯(cuò)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(cuò)誤!未找到引用源。 4 X L067 X 1.4S2 提餾段 錯(cuò)誤!未找到引用源 =0.96m 4 X 1.031 =1.432171 K X 0.729 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 錯(cuò)誤!未找到引用源 塔截面積知A產(chǎn)押 =-X 1.61 = 2-0 lm 斗 實(shí)際空塔氣速為

19、 精憎段：u = = 1= 0.531m/s 餌 2.C1 7r 1031 提譜段=亍 = -y = 0.5 62塔板結(jié)構(gòu)布置圖 1 ）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(zhǎng)錯(cuò)誤!未找到引用源。：取堰長(zhǎng)錯(cuò)誤!未找到引用源。，即 錯(cuò)誤!未找到引用源。 出口堰高錯(cuò)誤!未找到引用源。：依存錯(cuò)誤!未找到引用源。知 錯(cuò)誤!未找到引用源。 采用平直堰，堰上液層高度計(jì)算 284 E 1000 近似取E=1，則可由列線圖查出 錯(cuò)誤!未找到引用源。 值。 因錯(cuò)誤！未找到引用源。， 精餾段：錯(cuò)誤！未找到引用源。，由列線圖查得錯(cuò)誤！未找到引用源。，則 錯(cuò)誤!未找到引用源

20、。 提餾段：錯(cuò)誤！未找到引用源。，由列線圖查得 錯(cuò)誤！未找到引用源。，則 錯(cuò)誤！未找到引用源。 弓形降液管寬度錯(cuò)誤！未找到引用源。和截面積錯(cuò)誤！未找到引用源 圖求取錯(cuò)誤！未 用弓形降液管寬度錯(cuò)誤！未找到引用源。和截面積錯(cuò)誤！未找到引用源 找到引用源。與錯(cuò)誤！未找到引用源。，因?yàn)?D 066 有該圖查得： D -0.14 則錯(cuò)誤！未找到引用源。 錯(cuò)誤！未找到引用源。 驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間，即 精餾段： 36WAfH-rAfHT0.1608X0.45 0 =33.35.7 LhLs0.00217 提餾段： 充 00毎民0-1608X0.45 0 = 尸 =12.45s LlhLfs 0.0

21、0581 停留時(shí)間錯(cuò)誤!未找到引用源。，故降液管尺寸合理。 降液管底隙高度 錯(cuò)誤!未找到引用源。： 驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間，即 % S 3600/ 精餾段： 取降液管底隙處液體流速 錯(cuò)誤!未找到引用源。，則 0.00217 1.056 X 0.13 =0.02 57m 兀一 h = 0.06 一 0XJ257 = 0.0343m 0.006m 提餾段： 取降液管底隙處液體流速錯(cuò)誤！未找到引用源 0.00581 =0.0423m h = 1.056 X 0.13 總一 h。=0,054- 0.0423 = 0.0117th a.006m 2）塔板布置及浮法數(shù)目與排列 求空速錯(cuò)誤!未找到引用

22、源 取閥動(dòng)因子錯(cuò)誤！未找到引用源。，用式錯(cuò)誤！未找到引用源 即精餾段錯(cuò)誤！未找到引用源。 提餾段錯(cuò)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 1.067 jr X 0.0392 X 5.陸 =1524 精餾段 ST 1.031 X 0.03?2 X 5.54 =155+8 取邊緣區(qū)寬度 錯(cuò)誤！未找到引用源。，破沫區(qū)寬度 錯(cuò)誤！未找到引用源 依據(jù)式 廠飛 n ,Xi A_ = 2 jc R2 x2Rarcsin % I 180J?J 計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即 1.6 0.06 = 074-m 夕一g 十叩(0r224 + 0.10) = 0.476m =2

23、476 X J。甘 74眉-旦 074%n 泌 L71800.74 J =1,3；05hie 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=0.075m m 則可按式 二常估算排間距匕 即V 1.305 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(cuò)誤！未找到引用源。 重新核算孔速及閥動(dòng)動(dòng)能因數(shù)： 1.067 ui0 =二 3.75m/J N X 0.039 X 238 1.

24、031 % =云=3.63m 佔(zhàn) X O.OSX 238 丄4 丄己 TT Fl 士U0.531 拾扳開孔率=-X 100% = 14.1% 3.75 u0 513 塔板幵孔率=X 100% = 15.1% 3.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he計(jì)算 精餾段：錯(cuò)誤!未找到引用源。 錯(cuò)誤!未找到引用源。 干板阻力錯(cuò)誤!未找到引用源。液柱 提餾段：錯(cuò)誤!未找到引用源。 錯(cuò)誤!未找到引用源。 干板阻力錯(cuò)誤!未找到引用源。液柱 及液相為碳?xì)浠衔? （2）氣體充氣液層的阻力h1的計(jì)算，本設(shè)備分離苯和甲苯的混

25、合物, 可取充氣系數(shù)錯(cuò)誤!未找到引用源。 錯(cuò)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)。 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?精餾段：錯(cuò)誤!未找到引用源。 提餾段：錯(cuò)誤!未找到引用源。 則單板壓降為 精餾段: Pp hp Lg 0.066 800 725 9 81 518 44pa 0 Tkpa （設(shè)計(jì)允許值） 提餾段: Pphp Lg 0. 067 778. 85 9 81 511 91pa 0. 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(cuò)誤!未找到引用源。 其中錯(cuò)誤!未找到引用源。 （1）

26、與氣體通過塔板壓力相當(dāng)?shù)囊褐叨染s段：錯(cuò)誤!未找到引用源。提餾段：錯(cuò)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(cuò)誤!未找到引用源。液柱 提餾段： 錯(cuò)誤!未找到引用源。液柱 板上液層高度：hL=0.07m， 則精餾段：錯(cuò)誤!未找到引用源。 提餾段：錯(cuò)誤!未找到引用源。 取錯(cuò)誤!未找到引用源。，又已經(jīng)選定錯(cuò)誤!未找到引用源。，錯(cuò)誤!未找到引用源。 = 0.5（045 + Q.06）= 0.255 HA + kw）二 O.S（O.45 + 0.054）= 0252 符合防止液泛的要求。 1.3霧沫夾帶 根據(jù)式 泛點(diǎn)率=x 100% 其中，板上液體流徑長(zhǎng)度錯(cuò)誤

27、!未找到引用源。 板上液流面積錯(cuò)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(cuò)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(cuò) 誤!未找到引用源。，將上數(shù)值帶入上式得 精餾段 2.91 1.067 | H-1.36 X 0.00217 X 1.202 挖點(diǎn)率=原算二陽(yáng)1X 100咄=29.15W 1.0 X D.138 X 1.69 提餾段 3.26 1 031 , 泛點(diǎn)率=W 閃5-箔6 十 1.36 X 0.00439 X L202 X 100% = 31.74% 1.0 X 0.138 X 1.69 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

28、v 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(cuò)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 2.91 1.0 X 0.138 X 1.69 即錯(cuò)誤!未找到引用源。 精餾段霧沫夾帶線 1.36 XLX 1.202 IjO X 0.138 X 1.69 =0-S 即錯(cuò)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(cuò)誤！未找到引用源。式中閥孔數(shù)N與孔徑do亦為定值，因此可將 Vs和Ls的關(guān)系化簡(jiǎn)如下 即精餾段液泛線為 錯(cuò)誤！未找到引用源。 精餾段液泛線為 錯(cuò)誤！未找到引

29、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(shí)間不低以 引用源。作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限則 精餾段： 3-5s，依式錯(cuò)誤!未找到引用源。以錯(cuò)誤!未找到 AfHT _ OA60BX0.45 啊曲 55 =Ml 45m3/j 提餾段: AfH7 _ 0.1608 X 0.45 55 O.OISth3/-? 求出上限液體流量的值為常數(shù)與Vs無(wú)關(guān)。 2.4漏液線 何翻竝=嚴(yán)N 以F0=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則 精餾段： =-X 0.0392 X 238 X= 0.833m3/ff 提餾段: -X 0.0392 X 238 X p5 = 0.787m3/j 4 3 I

30、I 氣相流里Vs/ m/s 1.067 1.364 1 4 液相流量LS/m /s 0.00217 0.00439 5 實(shí)際塔板數(shù)N 10 151 - 數(shù)值 序 口 項(xiàng)目 號(hào) 有效段高度Z/m 6 11.5 塔徑D/m 1.6 板間距HT /m aea 0.45 10 11 12 溢流形式 單溢流 降液管形式 弓形降液管 堰長(zhǎng)l w /m 堰咼Hw/m 0.06 1.056 0.054 13 板上液層咼度H|/m 14 堰上液層咼度How/m 0.07 0.016 0.0257 15 降液管底隙高度h0/m 0.0423 16 安定區(qū)寬度Ws /m 17 邊緣區(qū)寬度Wc/m 18 開孔區(qū)面積A

31、a / m2 0.060 0.010 1.36 1 閥孔直徑d0/m a a aaa aa m a a aa aj a a = a aaa i 0.039 I 238 21 孔中心距t/m 0.075 22 開孔率/ % ._ _. 一 ._. 14.1 15.1 23 空塔氣速u/ m s 1 0.531 0.513 24 1 孔氣速u0 / m s 1 3.57!3.63 孔數(shù)目n 25物性系數(shù)K11.0 26每層塔板壓降P/Pa|0.7 27 負(fù)荷上限液泛控制i II 28 負(fù)荷下限！漏液控制 II! 29 氣相負(fù)荷上限/ m3 s 1 0.0145 0.0145 30 氣相負(fù)荷卜限/

32、m3 s 0.0009 0.0009 31 操作彈性 3.69 T1 |3.66 十、輔助設(shè)備的計(jì)算及選型 1.塔頂冷凝器的試算與初選 出料液溫度: 82 C （飽和氣） 82 C （飽和液） 冷卻水溫度 :25 C 45 C t157 C t2 37 C tm t1 t2 57 37 .t1 Ln t2 .57 Ln - 37 46.28 C 當(dāng) t=82 C時(shí)，查表得 r苯 392.7KJ/kg r甲* 378.7KJ/kg r=0.96*392.7+0.04*378.7=392.14kJ/kg Q V*r*Mvm 126.61*392.14*78.59/36001083.86kw 假設(shè)

33、K=550W /(m2 C) Q K tm 1083.86*1000 550 46.28 42.58m2 2 根據(jù)S=42.58 m 查手冊(cè)可知選擇的尺寸如下： 公稱直徑：450mm 管長(zhǎng)：4500mm 管子總數(shù)：135 管程數(shù)：1 中心排管數(shù)：13 S=nn dL=135*3.14*0.025(4.5-0.1)=46.65m2 若選擇該型號(hào)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 2.塔主要連接管直徑的確定 本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管 VF FMf 3600 * fm 80.7*88.18 3600*787.8 0.00251m3/s 取 UF=2m/s ，祈 4*0.00

34、251 門 cccc dF . 0.0399m 飛 n uf 3.14*2 4Vf4* 0.00251 uf 22 2m/s dF314* 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 塔頂蒸汽出口管徑 YB231-64 熱扎無(wú)縫鋼管。 4 0.98 3.14 20 0.25m 250mm 故可選取 273 6.5無(wú)縫鋼管 d 260mm 驗(yàn)算實(shí)際流速 回流液管徑 d2 4 0.98 3.14 0.2602 18.47m/s 4 0.00305 3.14 2 0.0441m44.1mm 故可選取 45 2.5無(wú)縫鋼管 d 40mm 實(shí)際流速 4 Ls d2 4 0

35、.00305 3.14 0.0402 2.43m/s 進(jìn)料管徑dF 料液由低位槽進(jìn)塔，由泵輸送，取u=2m/s VsF LM LFm 3600 LFm 104.32 84.1 3600 787.8 0.0031m3/s ,4 0.0031 F 3.14 2.0 0.044m 44mm 選取 45 2.5無(wú)縫鋼管 d i=40mm 4 0.0031 3.14 0.042 實(shí)際流速 2.47m/s 釜液排出管徑dw 取 u=0.8m/s dw = 4 0.00588 3.14 0.8 0.097m97 mm 選取102 3.5無(wú)縫鋼管 d i =95mm u實(shí) 實(shí)際流速： 4 Ls d2 4 0.00588 3.14 0.0952 0.83m/s 冷卻水出口管徑dc 3/s L s=L *M lm/(3600* p L)=183.07*92.06/(3600*773.7)=0.00605m 取 u=30m/s dc 4*0.00605 3.14*30 0.016m 16mm 選取 16*0.25無(wú)縫鋼管dc=15.5mm 4*0.0060