苯-氯苯 課程設(shè)計(jì)

1、化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書一、設(shè)計(jì)題目苯氯苯連續(xù)精餾篩板塔設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)基礎(chǔ)數(shù)據(jù)苯，氯苯純組分的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)溫度，80 90 100 110 120 130 131.8P0i0.133-1kpa苯760 1025 1350 1760 2250 2840 2900氯苯148 205 293 400 543 719 760三，設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件（一）設(shè)計(jì)任務(wù) （1）原料液中氯苯含量：質(zhì)量分率=35%（質(zhì)量），其余為苯。 （2）產(chǎn)品純度為99.8%（質(zhì)量）的氯苯。 （3）塔頂餾出液中氯苯含量不得高于2.0%（質(zhì)量）。 （4）生產(chǎn)能力：65000t/y氯產(chǎn)品，年開工320天。（二）操作條件（1）精餾塔頂壓

2、強(qiáng)： 4.0kpa（表壓）（2）進(jìn)料熱狀態(tài) （3）回流比： （4）單板壓降壓：（5）冷凝器冷卻劑：水，冷卻劑溫度： ; （6）再沸器加熱劑：飽和水蒸氣，加熱劑溫度：P=2at(表壓) 熱損失：Q1=5%QB四、要求（1）對(duì)精餾過程進(jìn)行描述（2）對(duì)精餾過程進(jìn)行物料衡算和熱量衡算（3）對(duì)精餾塔進(jìn)行設(shè)計(jì)計(jì)算（4）對(duì)精餾塔的附屬設(shè)備進(jìn)行選型（5）畫一張精餾塔的裝配圖（6）編制設(shè)計(jì)說明書目錄第一章 流程及生產(chǎn)條件的確定和說第一節(jié) 概述-8 1.1設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介 -81.2設(shè)計(jì)方案的確定和說明 -8 1.2.1裝置流程的確定 -91.2.2操作壓力的選擇 -91.2.3進(jìn)料熱狀況的選擇 -91.2.4加熱方

3、式的選擇 -91.2.5回流比的選擇 -9第二節(jié) 精餾塔的物料衡算 -91. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)-102. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量-103. 物料衡算 -11第三節(jié) 塔板數(shù)的確定 -111.塔頂溫度的確定 -112.q值的計(jì)算 -113.塔釜溫度確定 -114.相平衡方程 -1141求最小回流比與操作回流比 -1142求精餾塔的汽掖相負(fù)荷 -1143求操作線方程 -1144逐板計(jì)算法求理論板數(shù) -115.總理論板數(shù) -126實(shí)際板數(shù)的求取 -12 第二章 精餾塔工藝計(jì)算第一節(jié) 精餾段的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 -121操作壓力計(jì)算 -122.操作溫度 -123平

4、均摩爾質(zhì)量 -134平均密度計(jì)算 -134.1氣相平均密度計(jì)算 - 134.2液相平均密度計(jì)算 -135液體平均表面張力 -146液體平均黏度 -15第三章 精餾塔設(shè)計(jì)計(jì)算第一節(jié)精餾塔的塔體的工藝尺寸計(jì)算 -151塔徑計(jì)算 -15第二節(jié)提餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算-152.1操作壓力計(jì)算 -162.2 操作溫度計(jì)算 -172.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 -172.4平均密度計(jì)算 -172.41氣相平均密度計(jì)算 -172.42液相平均密度計(jì)算 -172.5液體表面張力計(jì)算 -182.6液體平均黏度計(jì)算 -19第三節(jié)提餾塔的塔體工藝尺寸的計(jì)算3.1塔徑的計(jì)算 -193.2.提餾塔有效高度的計(jì)算 -

5、20第四節(jié)塔板主要工藝尺寸 -204.1溢流裝置計(jì)算 -214.1.1堰長(zhǎng) -214.1.2溢流堰高度-214.1.3弓行降液管寬度和截面積-214.1.4降液管底隙高度及受液盤深度為 -214.2.塔板布置 -224.2.1塔板分布 -224.2.2邊緣區(qū)寬度確定 -2024.2.3開孔區(qū)面積按式計(jì)算 -224.2.4篩孔計(jì)算及其排列 -22第五節(jié)篩板塔的流體力學(xué)驗(yàn)算 -235.1塔板壓降 -235.1.1干板阻力h計(jì)算-235.1.2氣體通過液層的阻力計(jì)算 -235.1.3液體表面張力的阻力的計(jì)算 -235.2液面落差 -245.3液沫夾帶 -245.4 溢流液泛的校核 -24第六節(jié) 塔板

6、負(fù)荷性能圖 -2561漏液線 -2562過量液沫夾帶線（氣相負(fù)荷上限線）-2563液相負(fù)荷下限線：-2664液相負(fù)荷上限：-2665溢流液泛線 -26第四章 附屬設(shè)備及主要附件的選型和計(jì)算第一節(jié)輔助設(shè)備設(shè)計(jì)1.1再沸器的熱量衡算及其選型 -271.2冷凝器的熱量衡算及其選型 -281.3泵的選型 -281.4總塔高度的計(jì)算-29 第五章 設(shè)計(jì)結(jié)果列表 -29第六章 設(shè)計(jì)結(jié)果與討論和說明 -31第一節(jié) 設(shè)計(jì)結(jié)果自我評(píng)價(jià) -31第二節(jié) 設(shè)計(jì)結(jié)果及小組討論 -31第七章 結(jié)束語(yǔ) -31第八章 參考文獻(xiàn)-34符號(hào)說明英文字母A閥孔的鼓泡面積m2Af 降液管面積 m2AT 塔截面積 m2b 操作線截距c

7、 負(fù)荷系數(shù)（無因次）c0 流量系數(shù)（無因次）D 塔頂流出液量 kmol/hD 塔徑 md0 閥孔直徑 mET 全塔效率（無因次）E 液體收縮系數(shù)（無因次） 物沫夾帶線 kg液/kg氣F 進(jìn)料流量 kmol/hF0 閥孔動(dòng)能因子 m/sg 重力加速度 m/s2HT 板間距 mH 塔高 mHd 清液高度 mhc 與平板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨?mhd 與液體流徑降液管的壓降相當(dāng)液柱高度 mhr 與氣體穿過板間上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?mhf 板上鼓泡高度 mhL 板上液層高度 mh0 降液管底隙高度 mh02v堰上液層高度 mhp 與板上壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊簩痈叨?mh與克服液體表面張力的壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?

8、mh2v溢液堰高度 mK 物性系數(shù)（無因次）Ls 塔內(nèi)下降液體的流量 m3/sLw 溢流堰長(zhǎng)度 mM 分子量 kg/kmolN 塔板數(shù)Np 實(shí)際塔板數(shù)NT 理論塔板數(shù)P 操作壓強(qiáng) PaP壓強(qiáng)降 Paq 進(jìn)料狀態(tài)參數(shù)R 回流比Rmin最小回流比u 空塔氣速 m/sw 釜?dú)堃毫髁?kmol/hwc 邊緣區(qū)寬度 mwd 弓形降液管的寬度 mws 脫氣區(qū)寬度 mx 液相中易揮發(fā)組分的摩爾分率y 氣相中易揮發(fā)組分的摩爾分率z 塔高 m希臘字母相對(duì)揮發(fā)度粘度 Cp密度 kg/m3表面張力下標(biāo)r 氣相L 液相l(xiāng) 精餾段q q線與平衡線交點(diǎn)min最小max最大A 易揮發(fā)組分B 難揮發(fā)組分化工原理課程設(shè)計(jì) -篩

9、板塔的設(shè)計(jì)第一章 流程及生產(chǎn)條件的確定和說明第一節(jié) 概述精餾塔是現(xiàn)在化工廠中必不可少的設(shè)備，因此出現(xiàn)了很多種的精餾塔。塔設(shè)備按其結(jié)構(gòu)形式基本可分為兩類：板式塔和填料塔。其中，浮閥塔是內(nèi)置一定數(shù)量的閥，浮閥可根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開度，可以避免漏夜降低氣速。浮閥塔保留了泡罩塔的操作彈性大的優(yōu)點(diǎn)并且浮閥塔板的生產(chǎn)能力大于泡罩塔板。因此發(fā)展很快。所以做分離苯氯苯的課程選擇了篩板塔。1.1設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-氯苯混合物連續(xù)精餾。設(shè)計(jì)中采用25進(jìn)料,將原料通過預(yù)熱器加熱至25送入精餾塔內(nèi).塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，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)品冷凝器冷卻后送至儲(chǔ)罐。塔釜用

10、再沸器加熱水至飽和過熱水蒸氣狀態(tài)，送至塔內(nèi)，塔釜塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。 設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)如下表：工藝條件數(shù)據(jù)進(jìn)料溫度25進(jìn)料組成（含氯苯W%）35%餾出液組成（含氯苯W%）2%殘液組成（含苯W%）99.8%進(jìn)料量Kg/h(按計(jì)）8463.54166R/Rmin1.2 12設(shè)計(jì)方案的確定和說明1.2.1裝置流程的確定 精餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器，精餾釜（再沸器）、冷凝器等設(shè)備。精餾過程按操作方式的不同，分為連續(xù)精餾和間接精餾兩種流程。連續(xù)精餾具有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點(diǎn)，工業(yè)生產(chǎn)中以連續(xù)精餾為主。 精餾是通過物料在塔內(nèi)的多次部分氣化與多系部分冷凝實(shí)現(xiàn)分離的，熱量自塔釜輸入，由冷凝器將余熱帶

11、走。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可采用高位槽送料，以免受泵操作波動(dòng)的影響。 塔頂冷凝裝置可采用全凝器、分凝器全凝器兩種不同的設(shè)置。工業(yè)上以采用全凝器為主，以便于準(zhǔn)確地控制回流比。塔頂分凝器對(duì)上升蒸汽有一定的增濃作用，若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用分凝器?？傊?，確定流程時(shí)要較全面、合理地兼顧設(shè)備、操作費(fèi)用、操作控制及安全諸因素。1.2.2操作壓力的選擇精餾過程按操作壓力不同，分為常壓精餾、減壓精餾和加壓精餾。本實(shí)驗(yàn)采用的是常壓精餾。1.2.3進(jìn)料熱狀況的選擇 精餾操作有五種進(jìn)料熱狀況，進(jìn)料熱狀況不同，影響塔內(nèi)各層塔板的氣、液相負(fù)荷。工業(yè)上多采用接近泡點(diǎn)液體進(jìn)料和飽和

12、液體（泡點(diǎn)）進(jìn)料，通常用釜?dú)堃侯A(yù)熱原料。若工藝要求減少釜塔的加熱量，以避免釜溫過高，料液產(chǎn)生聚合或結(jié)焦，則應(yīng)采用氣態(tài)進(jìn)料。1.2.4加熱方式的選擇 精餾大多采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時(shí)也可采用直接蒸汽加熱，例如精餾釜?dú)堃褐械闹饕M分是水，且在低濃度下輕組分的相對(duì)揮發(fā)度較大時(shí)宜用直接整齊加熱，其優(yōu)點(diǎn)是可以利用壓力較低的加熱蒸汽以節(jié)省操作費(fèi)用，并省掉間接加熱設(shè)備。但由于直接蒸汽的加入，對(duì)釜內(nèi)溶液起一定稀釋作用，在進(jìn)料條件和產(chǎn)品純度、輕組分收率一定的前提下，釜液濃度相應(yīng)降低，故需要在提餾段增加塔板以達(dá)到生產(chǎn)要求。1.2.5回流比的選擇回流比是精餾操作的重要工藝條件，其選擇的原因是使設(shè)備費(fèi)和操作

13、費(fèi)用之和最低。設(shè)計(jì)時(shí)，應(yīng)根據(jù)實(shí)際需要選定回流比，也可參考同類生產(chǎn)的經(jīng)驗(yàn)值選定。必要時(shí)可選用若干個(gè)R值，利用吉利蘭圖（簡(jiǎn)捷法）求出對(duì)應(yīng)理論板數(shù)N，作出NR曲線，從中找出適宜操作回流比R，也可作出R對(duì)精餾操作費(fèi)用的關(guān)系線，從中確定適宜回流比R。第二節(jié) 精餾塔的物料衡算1、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量 MA=78.11可kg/kmol氯苯的摩爾質(zhì)量 MB=112.5 kg/kmol 2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量3. 物料衡算塔釜產(chǎn)品總物料衡算：氯苯物料衡算：第三節(jié) 塔板數(shù)的確定1. q值的計(jì)算組成為XF = 0.728時(shí)泡點(diǎn)溫度為 在平均溫度（81.7+25）/2=57.5

14、下苯的比熱容： 苯的汽化潛熱： 氯苯的比熱容： 氯苯的汽化潛熱： 平均比熱容： 平均汽化潛熱： 2. 理論板數(shù)的確定2.1最小回流比的求取：2.1.1 全塔平均相對(duì)揮發(fā)度的求?。?根據(jù) 我們先求取塔頂?shù)南鄬?duì)揮發(fā)度：（試差法） 利用安托因公式：說明： .的 單位為毫米水銀柱 溫度的單位為攝氏度 假設(shè)溫度為100攝氏度： 假設(shè)溫度為90攝氏度： 假設(shè)溫度為85攝氏度： 假設(shè)溫度為82攝氏度： 假設(shè)溫度為81.7攝氏度： 此時(shí)的溫度為塔頂?shù)呐蔹c(diǎn)溫度； 用相同的方法求取塔底的露點(diǎn)溫度和相對(duì)揮發(fā)度：全塔平均相對(duì)揮發(fā)度為：相平衡方程為； 進(jìn)料線方程：解得： 2.4精餾塔的氣液相負(fù)荷精餾段液體流量 精餾段氣

15、體流量 提餾段液體流量 提餾段氣體流量2.5求操作線方程精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：相平衡方程：2.6求理論板數(shù)：逐板法（塔頂全凝器） 應(yīng)用精餾方程： 第一塊塔板： 第二塊塔板： 第三塊塔板： 第四塊塔板： 第五塊塔板：依次得到： 此時(shí) 換用提留段方程： 此時(shí) 即為提留段所需的板數(shù)。 所需要的總的理論板數(shù)為：132.8板效率 查此溫度下的相對(duì)揮發(fā)度為2左右，=0.737，=0.852.9.實(shí)際板數(shù)的求取精餾段實(shí)際板數(shù)：提餾段實(shí)際板數(shù)：第二章 精餾塔工藝計(jì)算第一節(jié) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算1操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力：P D=101.3+4=105.3Kpa每層塔板壓降：Kpa

16、進(jìn)料板壓力：PF =105.3+0.75=108.8Kpa精餾段平均壓力：PM =(105.3+108.8)/2=107.05Kpa塔底操作壓力：PW108.8+0.717120.7 Kpa提餾段平均壓力：PM(120.7+108.8)/2=114.75 Kpa2 操作溫度計(jì)算依據(jù)操作力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯，甲苯的飽和蒸氣壓由安托因方程計(jì)算。計(jì)算結(jié)果如下：塔頂因是泡點(diǎn)溫度：81.7進(jìn)料板溫度：25塔底溫度：tW=137.5精餾段平均溫度：(81.7+25)/2=53.35提餾段平均溫度：Tm= (25+137.5)/2=81.253平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算x

17、D=y1=0.986,查平衡曲線0.9000.98678.11+(1-0.986)112.5=78.591kg/koml0.90078.11+(1-0.900)112.5=81.594 kg/koml進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算查 XF=0.56 YF=0.870MVFM=0.87078.11+(1-0.870)112.5=82.58 kg/komlMLFM=0.5678.11+(1-0.56) 112.5=93.087 kg/koml塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算XW=0.00289MLWM=0.11+(1-0.00289) 112.5=712.4 kg/komlMVWM=0.01278.11+(1-0.0

18、12) 112.5=112.087 kg/koml精餾段平均摩爾質(zhì)量MVM=(78.591+82.58)/2=80.59 kg/komlMLM=(81.594+93.087)/2=87.34 kg/koml提餾段平均摩爾質(zhì)量4平均密度計(jì)算(1)氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，則精餾段：=3.196提餾段：4.01（2）液相平均密度計(jì)算塔頂液相平均密度的計(jì)算由 82.5查手冊(cè)得苯塔頂81.7812.125進(jìn)料25806.3塔底137.5747.82氯苯塔頂81.71039.125進(jìn)料251033.375塔底137.5976.43精餾段液相平均密度=(814.62+912.82)/2=81

19、6.151提餾段液相平均密度875.765、液體表面張力計(jì)算液相平均張力計(jì)算塔頂液相平均表面張力的計(jì)算81.7查出氯苯：=23.56苯：21.064=0.98621.064+0.1423.56=21.099進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算25查得=29.92=28.16=0.16+0.92=28.635塔底液相平均表面張力的計(jì)算TW=137查得14.518 17.6350.518+0.99717.63517.624精餾段液相平均表面張力為=(21.099+28.635)/2=24.867提餾段液相平均表面張力為(21.4933+17.624)/2=19.566、液體平均黏度計(jì)算液相平均黏度依下式計(jì)

20、算塔頂液相平均黏度計(jì)算81.7進(jìn)料板液相平均黏度計(jì)算由25查手冊(cè)得=0.5997, =0.76175lg=0.2882lg0.56+0.420lg0.44=0.0.6238精餾段液相平均黏度為=(0.3048+0.6238)/2=0.4643提餾段液相平均黏度=（0.3342+0.279）/2=0.3066第三章 精餾塔設(shè)計(jì)計(jì)算第一節(jié) 精餾塔的塔體的工藝尺寸計(jì)算1塔徑的計(jì)算精餾段的汽、液相體積流率為=80.59305.79/36003.196=2.1418=87.3494.1708/.76=0.0026由計(jì)算取板間距=0.40m,板上液高度=0.06m-=0.4-0.06=0.34m查圖得取安

21、全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為0.8577m/s=1.7614m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為1.8m第二節(jié) 提餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算2.1操作壓力計(jì)算塔釜操作壓力kp每層塔板壓降 kp進(jìn)料板壓力 105.3+0.710=112.3kp提餾段平均壓力 (120.7.3+112.3)/2=116.5kp2.2 操作溫度計(jì)算依據(jù)操作力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯，甲苯的飽和蒸氣壓由安托因方程計(jì)算。計(jì)算結(jié)果如下：塔釜溫度137.5進(jìn)料板溫度25精餾段平均溫度(137.5+25)/2=81.252.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔釜平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由0.13080.11+(1-0.05844)92.1

22、3=91.31kg/koml0.11+(1-0.1308)92.13=90.296 kg/koml進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算=0.3026 =0.5156=0.11+(1-0.5156)92.13=84.9008 kg/koml=0.11+(1-0.3026) 92.13=87.8876 kg/koml提餾段平均摩爾質(zhì)量=(90.296+84.90)/2=87.598 kg/koml=(91.31+87.8876)/2=89.5985 kg/koml2.4平均密度計(jì)算2.4.1氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，則=2.4.2液相平均密度計(jì)算塔釜液相平均密度的計(jì)算由查手冊(cè)得=775.64=77

23、5.567=進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算25=794.677=792.176進(jìn)料板液相質(zhì)量分率0.11/(0.11+0.13)=0.2689=1/(0.2689/794.677+0.7311/793.176)=792.84精餾段液相平均密度=(775.57+792.84)/2=784.2052.5、液體表面張力計(jì)算液相平均張力計(jì)算塔釜液相平均表面張力的計(jì)算137.5苯：=166氯苯：18.0=0.6+（1-0.05844）18=17.981進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算25=0.9+(1-0.30263)20.0=19.667提餾段液相平均表面張力為=(17.918+19.667)/2=18.792

24、.6、液體平均黏度計(jì)算液相平均黏度依下式計(jì)算塔釜液相平均黏度計(jì)算137.50.24lg0.05844lg0.24+（1-0.05844） lg0.24=0.24進(jìn)料板液相平均黏度計(jì)算由98.12查手冊(cè)得=0.263,=0.24lg=0.lg0.260+0.697lg0.265=0. 263精餾段液相表面張力為=(0.263+0.24)/2=0.28515第三節(jié) 提餾塔的塔體工藝尺寸的計(jì)算3.1塔徑的計(jì)算提餾段的汽、液相體積流率為=2.685=0.0143由計(jì)算0.0817取板間距=0. 5m,板上液高度=0.08m-=0.5-0.08=0.42查圖得0.06671.26取安全系數(shù)為0.7，則空

25、塔氣速為0.88 1.97按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為2.0m塔截面積為=3.1415實(shí)際空塔氣速為m/s3.2.提餾塔有效高度的計(jì)算（15-1）0.4=5.6m提餾段有效高度為=（12-1）0.4=4.4m在進(jìn)料板上方開一人孔，在孔進(jìn)料板（提餾段）下方開一人孔，其高度為0.8m，故精餾塔有效高度為5.6+4.4+3*0.8=12.4第四節(jié) 塔板主要工藝尺寸計(jì)算五、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算1、溢流裝置計(jì)算 因塔徑，可選用單溢流弓形降液管1，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：（1） 堰長(zhǎng)?。?） 溢流堰高度由 選用平直堰，堰上液層高度由式計(jì)算近似取取板上清液高度 故 （3）弓形降液管寬度和截面和 由=0.66查圖

26、11.19得0.0722 0.124故=0.0722=0.07223.1415=0.22681m=0.1241D=0.1242.0=0.248m依式5-9驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即=34.85s故設(shè)計(jì)合理（4） 降液管底隙高度 =0.08m/s=0.0246m0.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理選用凹形受液盤深度為=50mm 一般都大于50mm2、 塔板布置塔板分布因故塔板采用分塊塊式5塊4.2.2邊緣區(qū)寬度確定取0.08m =0.06m4.2.3開孔區(qū)面積按式計(jì)算，即其中=1-（0.248+0.08）=0.672r=1-0.06=0.96m=2.3799（4） 篩孔計(jì)算及排列本設(shè)計(jì)所處理

27、的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按三角形排列，取孔中心距篩孔數(shù)目為 開孔率為 氣體通過閥孔得氣速為 l 第三部分 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 一、塔板壓降 （1）干板阻力的計(jì)算 干板阻力由，查圖可得：故液柱（2）、氣體通過液層的阻力的計(jì)算 氣體通過液層的阻力 查圖得： 故：液柱 （3）、液體表面張力的阻力的計(jì)算 液柱氣體通過每層塔板的液柱高可按下式計(jì)算：液柱氣體通過每層塔板的壓降為： 二、液面落差 對(duì)于篩板塔，液面落差很小，可忽略不計(jì)。三、液沫夾帶 液沫夾帶量 故液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。四、漏液 對(duì)篩板塔，落葉與氣速 = 實(shí)際孔速 穩(wěn)定系數(shù)為： 故本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。五、液泛 為防止塔內(nèi)

28、發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從 苯甲苯物系屬一般物系，取，則： 而 板上不設(shè)進(jìn)口堰，計(jì)算如下： 液柱 故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。六、塔板負(fù)荷1、漏液線由 得： 代入數(shù)據(jù)得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，以上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表： 表 0.0019 0.0024 0.0031 0.0039 1.5595 1.570 1.583 1.598 由表數(shù)據(jù)可作出漏液線1。2、液沫夾帶線 以，求關(guān)系如下： 因?yàn)?故：整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，以上式計(jì)算出值，計(jì)算節(jié)果列于下表： 表0.0019 0.0024 0.0031 0.0039 3.9887 3.919 3.829 3.7345由上

29、述數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。3、液相負(fù)荷下限線 對(duì)于平直堰，取堰上崗液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由： 取,則： 據(jù)此可作出與氣相流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。4、液相負(fù)荷上限線 以作為漿液管中停留時(shí)間的下限 由故：據(jù)此可作出與氣相流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。5、液泛線 令 聯(lián)立得：忽略的關(guān)系式代入上式： 式中： 代入有關(guān)數(shù)據(jù)得： 故： 整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，以上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表：表 0.0019 0.0024 0.0031 0.0039 4.4692 4.415 4.34 4.265 性能曲線如下圖：在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)，連接，即作出操作線，由圖可看出，該

30、篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制，由圖查得： 故操作彈性為： 第四章 附屬設(shè)備及主要附件的選型和計(jì)算第一節(jié) 輔助設(shè)備設(shè)計(jì)、1. 再沸器的熱量衡算；是由再沸器上升的蒸汽的焓值；是塔底液的焓值： 飽和蒸汽用量：再沸器的選型：選用的過熱水蒸氣加熱，傳熱是系數(shù)料液溫度： 水蒸氣：逆流操作： 選取型號(hào)為：2. 全凝器熱量衡算：冷卻水用量為：冷凝器的選擇： 總的傳熱系數(shù)為本設(shè)計(jì)取值進(jìn)料溫度為 冷卻水為逆流操作： 傳熱面積根據(jù)全塔熱量衡算： 設(shè)備型號(hào)：塔內(nèi)其他它構(gòu)件：1.進(jìn)料管： 選用高位槽進(jìn)料 2.2回流管：3. 塔頂蒸汽管： 4.塔底出料速度 塔底溫度取 塔高計(jì)算： 塔高第五章 設(shè)計(jì)結(jié)果列表序號(hào)項(xiàng)目符號(hào)單位數(shù)值1精餾實(shí)際塔板數(shù)N塊15提餾實(shí)際塔板數(shù)N塊122精餾板間距HTm0.4提餾板間距HTm0.453精餾塔徑Dm1.76提餾塔徑Dm1.974實(shí)際空塔氣速Vm/s0.7845提餾塔有效高度Hm5.6提餾塔有效高度Hm4.46精餾溢流形式/單溢流提餾溢流形式/單溢流7精餾降液管形式/弓形提餾降液管形式/弓形8精餾堰長(zhǎng)lWm1.32 提餾堰長(zhǎng)lWm1.329精餾堰高h(yuǎn)wm0.06953提餾堰高h(yuǎn)wm0.0695310弓形降液管寬度Wdm0.0246211弓形降液管面積Afm20.226812精餾停留時(shí)間s34提餾停留時(shí)間s1613降液管底隙高度h0m0.0246