連續(xù)操作芳烴精餾塔設(shè)計(jì)

1、石油化工工藝與設(shè)備課程設(shè)計(jì)說明書題 目： 連續(xù)操作芳烴精餾塔設(shè)計(jì)學(xué)生姓名： 學(xué) 號(hào)： 專業(yè)班級(jí)： 指導(dǎo)教師： 年 月 日 化工原理課程設(shè)計(jì)2-2化工工藝與設(shè)備課程設(shè)計(jì)任務(wù)書專業(yè)班級(jí)： 學(xué)號(hào)： 姓名: 一、題 目設(shè)計(jì)一連續(xù)操作精餾裝置，用以分離芳烴混合物。二、原 始 數(shù) 據(jù)1.原 料處理量：395 噸/天組成(質(zhì)量分率)：苯, 0.22 甲苯,0.41 乙苯,0.3 對(duì)二甲苯,0.07進(jìn)料狀態(tài)（摩爾氣化分率）：0.2 2.產(chǎn)品要求塔頂產(chǎn)品： 甲苯收率 99% 塔底產(chǎn)品： 乙苯收率 98.5% 三、設(shè)計(jì)要求1、流程簡(jiǎn)圖；2、完成工藝計(jì)算（包括物料及熱量衡算總表）；3、完成塔板設(shè)計(jì)與水利學(xué)校核；4、

2、完成板式塔初步設(shè)計(jì)； 5、完成輔助設(shè)備的初步選用；6、計(jì)算結(jié)果匯總表；7、分析與討論；8、采用Autocad繪制流程簡(jiǎn)圖和浮閥排列圖；9、提交電子版及紙版：設(shè)計(jì)說明書、圖紙。發(fā)出日期 年 月 日， 交入日期 年 月 日 指導(dǎo)教師 摘 要根據(jù)化工原理課程設(shè)計(jì)的要求，設(shè)計(jì)了一連續(xù)操作精餾裝置板式塔，用以分離苯、甲苯，乙苯、對(duì)二甲苯。設(shè)計(jì)中進(jìn)行了物料衡算，能量衡算，塔板參數(shù)的計(jì)算與塔板浮閥布置的設(shè)計(jì)，對(duì)塔板進(jìn)行了水力學(xué)校核并繪制符性能圖，對(duì)塔體進(jìn)行了設(shè)計(jì)和計(jì)算、對(duì)接管進(jìn)行了選型，并選用了合適的輔助設(shè)備。另外附有根據(jù)計(jì)算結(jié)果繪制浮閥排列圖。經(jīng)檢驗(yàn)，所設(shè)計(jì)的板式塔可以滿足規(guī)定的分離任務(wù)的要求。目錄第1章

3、 流程簡(jiǎn)圖1第2章 工藝計(jì)算22.1 全塔物料衡算22.2 操作條件的確定32.2.1回流罐壓力32.2.2 塔頂壓力42.2.3 塔頂溫度42.2.4 塔底壓力52.2.5 塔底溫度52.2.6 最小回流比52.2.7 理論板數(shù)與回流比62.2.8 全塔效率與實(shí)際板數(shù)82.2.9 進(jìn)料位置92.3 非清晰分割檢驗(yàn)102.4 熱量衡算112.4.1 塔頂冷凝器的熱負(fù)荷112.4.2 塔頂產(chǎn)品帶出熱量132.4.3 進(jìn)料帶入的熱量132.4.4 塔底再沸器的熱負(fù)荷142.4.5 冷卻水及加熱蒸汽的用量152.4.6 全塔能量衡算15第3章 板式精餾塔塔板設(shè)計(jì)163.1 塔徑的初步估計(jì)163.1.

4、1 精餾段塔徑163.1.2 提餾段塔徑183.2.1 溢流形式的選取213.2.2 溢流堰的設(shè)計(jì)213.2.3 受液盤的設(shè)計(jì)223.2.4 降液管的設(shè)計(jì)223.2.5 進(jìn)口堰223.3 塔板布置223.3.1 浮閥類型223.3.2 浮閥排列233.3.3 開孔率233.3.4 塔板布置243.4 塔板的水力學(xué)校核253.4.1 塔板壓降253.4.2 霧沫夾帶量263.4.3 泛點(diǎn)率293.4.3 降液管內(nèi)液面高度303.4.4 漏液313.4.5 液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間及流速323.5 塔板的負(fù)荷性能圖333.5.1 過量霧沫夾帶線333.5.2 淹塔線343.5.3 過量泄漏線353

5、.5.4 降液管超負(fù)荷線363.5.5 液相負(fù)荷下限線363.5.6 操作線373.5.7 塔板的負(fù)荷性能圖37第4章 塔體的初步設(shè)計(jì)404.1 塔體設(shè)計(jì)404.1.1 筒體設(shè)計(jì)404.1.2 封頭設(shè)計(jì)404.1.3 人孔和手孔設(shè)計(jì)404.1.4 塔高404.1.5 裙座設(shè)計(jì)414.2 接管設(shè)計(jì)414.2.1 塔頂蒸汽出口管徑414.2.2 回流管管徑424.2.3 進(jìn)料管管徑424.2.4 塔底出料管徑434.2.5 塔底至再沸器的接管管徑434.2.6 再沸器返塔連接管管徑434.2.7 各接管口參數(shù)匯總44第5章 輔助設(shè)備的初步設(shè)計(jì)455.1 冷凝器設(shè)計(jì)455.2 冷卻器設(shè)計(jì)465.2

6、再沸器設(shè)計(jì)46第6章 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總48總結(jié)與感謝52參考文獻(xiàn)53第1章 流程簡(jiǎn)圖第1章 流程簡(jiǎn)圖圖1-1 流程簡(jiǎn)圖76第2章 工藝計(jì)算第2章 工藝計(jì)算2.1 全塔物料衡算按照清晰分割法的假設(shè)，要求甲苯的收率為99%，乙苯的收率為98.5%，可作如下分割假設(shè)：表2-1 清晰分割假設(shè)物料衡算表A(苯)B（甲苯）C（乙苯）D（對(duì)二甲苯）F（進(jìn)料）FXA,FFXB,FFXC,FFXD,FD（塔頂產(chǎn)品）FXA,F99%FXB,FFXC,F-98.5%FXC,F0W（塔底產(chǎn)品）0FXB,F-99%FXB,F98.5%FXC,FFXD,F其中，F(xiàn)=395噸/天=16458.3333kg/h；進(jìn)料中，各成分的

7、含量可根據(jù)任務(wù)書中的設(shè)計(jì)要求計(jì)算：即FI=FXi，可得：FA=16458.33330.22=3620.8333kg/hFA=16458.33330.41=6747.9167kg/hFA=16458.33330.30=4937.5000kg/hFA=16458.33330.07=1152.0853kg/h同理，塔頂塔底的各產(chǎn)品可通過清晰分割假設(shè)，計(jì)算得到；塔頂：DA=3620.8333kg/h DB=6680.4375kg/h DC=74.0625kg/h DD=0kg/h塔底：WA=0kg/h WB=67.4792kg/h WC=4863.4375kg/h WD=1152.0833kg/h通過

8、公式 x=mM ，轉(zhuǎn)化為摩爾流量，得表2-2：表2-2 物料衡算總表苯甲苯乙苯對(duì)二甲苯總和 F質(zhì)量流量kg/h362167484938115216459質(zhì)量分率0.22000.41000.30000.07001摩爾流量kmol/h50.2973.3546.5810.87181.09摩爾分率0.27770.40500.25720.06011D質(zhì)量流量kg/h3621668074.06010375.06質(zhì)量分率0.34900.64390.007101摩爾流量kmol/h50.2972.610.69870123.60摩爾分率0.40690.58750.005601 W質(zhì)量流量kg/h067.4848

9、6311526082.48質(zhì)量分率00.01110.80000.18891摩爾流量kmol/h00.733545.8810.8757.48摩爾分率00.01280.79810.189112.2 操作條件的確定2.2.1回流罐壓力選擇水作為塔頂產(chǎn)品的冷凝劑，根據(jù)中國(guó)的普遍氣候條件，水的溫度可取2030，為保證水和塔頂產(chǎn)品之間有1020的傳熱溫差，選取塔頂回流罐中液體的溫度為45是一個(gè)合理的數(shù)值。安托萬方程形式如下 lgp0=A-Bt+C其中苯、甲苯、乙苯、對(duì)二甲苯的各參數(shù)如下表所示表2-3 安托萬參數(shù)表組分ABC苯6.897401206.350220.237甲苯6.953341343.94321

10、9.377乙苯6.957191424.255213.206對(duì)二甲苯6.990521453.43215.307根據(jù)泡點(diǎn)方程Kixi=1可得回流罐的壓力為0.406829791.69+0.58759883.14+0.00563682.3=17949.2Pa 1atm所以取回流罐的壓力為1atm。2.2.2 塔頂壓力一般回流罐到塔頂?shù)膲毫等?0.10.2atm ，所以取p=0.15atm，所以塔頂?shù)膲毫?P頂=1+0.15=1.15atm=1165230.75Pa2.2.3 塔頂溫度根據(jù)露點(diǎn)方程yixi=1因?yàn)閥i=xiD帶入數(shù)據(jù)，可得 0.4069k1+0.5876k2+0.0056k3=1利

11、用Excel制表試差驗(yàn)證：當(dāng)t=106.4時(shí)，得結(jié)果1.00069，誤差為0.069%0.1%。所以塔頂溫度為106.4。2.2.4 塔底壓力塔底壓力可以根據(jù)塔頂?shù)膲毫Α⑺鍞?shù)和塔板的壓降確定，假設(shè)共有塔板33塊，取塔板壓降為5mmHg。得：P底=116523.75+335133.32=138521.6Pa2.2.5 塔底溫度根據(jù)泡點(diǎn)方程Kixi=1 即 p0p=1塔底壓力由前述數(shù)據(jù)可知P底=138521.6Pa，帶入數(shù)據(jù)：PB0138521.60.0128+PC0138521.60.7981+PD0138521.60.1891=1利用Excel制表可得當(dāng)t=145.8時(shí)，得結(jié)果1.00058

12、1，誤差為0.058%0.1 適用此公式。ET=0.49(0.4464)-0.245=0.598 所以可以求得實(shí)際塔板數(shù)NTN=NTET=220.598=37所以實(shí)際塔板數(shù)為37塊與假設(shè)33塊誤差在34塊之間，試算成功。2.2.9 進(jìn)料位置假設(shè)精餾段塔板數(shù)為18塊，提餾段塔板數(shù)為19塊。假設(shè)每板的壓降為5mmHg塔頂壓力為116523.75Pa，則進(jìn)料壓力為PP=116523.75+165133.32=123243Pa進(jìn)料含有氣化采用公式xiF1+(Ki-1)e=1帶入數(shù)據(jù)可得：0.27771+KA-10.2+0.40501+KB-10.2+0.25751+KC-10.2+0.06011+KD

13、-10.2=1用Excel制表計(jì)算，進(jìn)料溫度為113.8時(shí)，算得結(jié)果為1.00031，誤差為0.031%0.1%。所以取進(jìn)料溫度為113.8。NRNS=lg(XADXBDXBFXAF)lg(FW)0.5)lg(XAFXBFXBWXAW)lg(FWD)0.5)其中算得F=2.08 W=1.92 F=2.12帶入數(shù)據(jù)計(jì)算可得NRNS=0.852由此可得 NS=20 NR=17進(jìn)料位置為第18塊板，進(jìn)料溫度為113.8。工藝參數(shù)匯總?cè)缦拢罕?-7 工藝參數(shù)表回流罐塔頂塔底進(jìn)料溫度/C95106.4145.8113.8壓力/atm11.151.2871.216最小回流比1.533適宜操作的回流比2.4

14、528理論板數(shù)22進(jìn)料位置第18塊塔板全塔效率0.598上、下段實(shí)際板數(shù)精餾段17塊，提餾段20塊實(shí)際板數(shù)372.3 非清晰分割檢驗(yàn)以重組分乙苯為對(duì)比，計(jì)算塔頂和塔底的相對(duì)揮發(fā)度，列于下表：表2-8 塔頂塔底溫度下各組分揮發(fā)度揮發(fā)度苯甲苯乙苯對(duì)二甲苯塔頂1.79190.77540.37500.3522塔底3.91151.87770.99870.9461輕組分對(duì)乙苯的相對(duì)揮發(fā)度：塔頂 AC=4.7784 塔底 AC，=3.9166= ACAC，=4.3261Nmin+1=lg(XA頂XC頂XC底XA頂)lg帶入數(shù)據(jù)得XA底XA頂=11126628.5 滿足清晰分割假設(shè)。重組分對(duì)乙苯的相對(duì)揮發(fā)度：

15、塔頂 DC=0.9395 塔底 DC，=0.9473= DCDC，=0.9434Nmin+1=lg(XD頂XC頂XC底XD頂)lg帶入數(shù)據(jù)得XD底XD頂=1302.115也滿足清晰分割假設(shè)。所以此精餾過程滿足清晰分割假設(shè)，前述物料衡算等計(jì)算均正確。2.4 熱量衡算2.4.1 塔頂冷凝器的熱負(fù)荷塔頂假設(shè)為熱回流，即飽和液體回流，全凝器熱負(fù)荷的計(jì)算公式如下Qc=R+1D(HV1+HLD)其中回流比R=2.4528D=50.29+72.61+0.6987= 123.5987 kmol =1235987.7mol回流罐的壓力為1atm=101325Pa，溫度為95。塔頂壓力為116523.75Pa溫度

16、為106.4。由此可以查得各溫度下物質(zhì)的焓值表：表2-9 塔頂各物質(zhì)焓值表（106.4）氣相（kJ/kg）液相（kJ/kg）苯1153.8780.3甲苯643.46278.76乙苯390.23936.15表2-10 出口各物質(zhì)焓值表（50）氣相（kJ/kg）液相（kJ/kg）苯1087.9675.63甲苯571.4169.5乙苯311.87-75.995HV1=0.34901153.8+0.6439643.46+0.0071373.63=819.65kJ/kgHLD=0.3490675.63+0.6439169.5+0.0071(-75.995)=344.4kJ/kg可得：Qc=R+1DHV1

17、+HLD=3.45283621+6680+74.06819.65-344.4=17024884kJ/h表2-11 回流罐各物質(zhì)焓值表（95）液相（kJ/kg）苯758.3甲苯255.8乙苯13.33HLD，=0.3490758.3+0.6439255.8+0.007113.33=429.45kJ/kg所以，冷卻器熱負(fù)荷：Q冷卻=DHLD，-HLD=3671+6680+74.06429.45-344.4=882399kJ/h冷凝器熱負(fù)荷：Q冷凝=QC-Q冷卻=16142485kJ/h2.4.2 塔頂產(chǎn)品帶出熱量塔頂出料帶出的熱量為QDQD=DHLD=3621+6680+74.06344.4=35

18、73171kJ/h2.4.3 進(jìn)料帶入的熱量進(jìn)料溫度為113.8，根據(jù)以下公式得到相平衡常數(shù)，及氣液相分率：xi=xiF1+(Ki-1)eyi=Kixi匯總參數(shù)于下表表2-12 進(jìn)料參數(shù)表苯甲苯乙苯對(duì)二甲苯Ki2.08980.89900.43240.4059Xi0.22800.41300.29000.0680Yi0.47650.37200.12540.0277查得進(jìn)料溫度下的各物質(zhì)的焓值：表2-13 進(jìn)料各物質(zhì)焓值（113.8）液相（kJ/mol）氣相（kJ/mol）苯57.2383.7甲苯2760.1乙苯5.4342.5對(duì)二甲苯-6.9630.4帶入數(shù)據(jù)可得：IFV=yiIi=68.4kJ/

19、molIFL=xiIi=25.3kJ/molIF=eIFV+1-eIFL=33.9kJ/mol帶入數(shù)據(jù)可得進(jìn)料帶入的熱量：QF=FIF=(50.29+73.35+46.58+10.87)33.91000=6138951kJ/h即進(jìn)料帶入熱量為6138951kJ/h。2.4.4 塔底再沸器的熱負(fù)荷表2-14 塔底出料各物質(zhì)焓值表（145.8）液相（kJ/kg）甲苯359.2500乙苯118.6890對(duì)二甲苯0.1274帶入數(shù)據(jù)可得QW=WIW=67.48+4863+11520.0128359.25+0.7981118.689+0.18910.1274=604294kJ/hQB=DHLD+WHLW

20、+QC+Q損-FHF=3573171+604294+1.0517024884-6138951=15914642kJ/h即塔底產(chǎn)品帶出熱量為604294kJ/h。再沸器熱負(fù)荷為15914642kJ/h。2.4.5 冷卻水及加熱蒸汽的用量（1）冷卻水用量假設(shè)冷卻水的進(jìn)口溫度為20，出口溫度為45，進(jìn)出口平均溫差為32.5，在此溫度下查得水的比熱容為4.174kJ/kgK 冷卻水用量為L(zhǎng)W=QCCP(t1-t1)=163151.7kg/h=163.15t/h（2）蒸汽用量塔底溫度為145.8，選擇溫度為165的蒸汽，查得此溫度下的水蒸汽的潛熱=2066.2kJ/kgLS=QB=7702.4kg/h=

21、7.7t/h2.4.6 全塔能量衡算將以上算的數(shù)據(jù)繪制于表格中：表2-15 全塔能量衡算表單位：kWQi kW入方QF1705.266125.99QB4420.73出方QD992.556126.00QW167.86Q冷凝4484.02Q冷卻245.11Q損236.46第3章 板式精餾塔塔板設(shè)計(jì)第3章 板式精餾塔塔板設(shè)計(jì)3.1 塔徑的初步估計(jì)3.1.1 精餾段塔徑塔頂氣相平均摩爾質(zhì)量：MVD=yiMi=0.406972+0.587592+0.0056106=83.94kg/kmol塔頂氣相密度：VD=PDMVDRT=116523.7583.948.314(106.4+273)=3.1kg/m3查

22、表液相密度得表3-1 液相密度表密度kg/m3苯798.38甲苯796.44乙苯800.67所以求得平均密度為l=xii=797.3kg/m3查得表面張力，繪制表格：表3-2 表面張力表表面張力N/m苯0.0179甲苯0.0186乙苯0.0197求得平均液相表面張力為l=xii=0.0183N/m氣液相負(fù)荷：V=R+1D=3.452834.3=118.43mol/sL=RD=2.452834.3=84.13mol/sVS=0.11843083.943.1=3.207m3/sLS=0.0841383.94797.3=0.0089m3/sSmith法取hl=70mm，取HT=450/500/600

23、mmHT-hl=380/430/530mm=0.38/0.43/0.53m查Smith關(guān)聯(lián)圖：帶入數(shù)據(jù)得LSVSLV12=0.0445C20=0.10/0.11/0.13C=C20(0.02)0.2=C200.982C=0.098/0.108/0.128umax=CL-VVL=797.3kg/m3 V=3.1kg/m3帶入數(shù)據(jù)可得umax=1.568/1.728/2.048 m/s取u=0.65umax=1.019/1.123/1.331D=4VSD帶入數(shù)據(jù)求得D=2/1.91/1.75m波律法umax=0.055g.HT1+2LSVSLV L-VV帶入數(shù)據(jù)求得umax=1.572/1.657

24、/1.185m/sun=K.KS. umax其中K取0.82 KS取0.98u=0.9 un帶入數(shù)據(jù)可以求得u=1.137/1.198/1.313m/sD=4VSu求得D=1.895/1.847/1.764m將Smith法和波律法結(jié)果繪制表格比較：表3-3 結(jié)果比較表Smith法波律法HT/m0.450.50.60.450.50.6D/m51.911.751.8951.8471.764HTD2/m21.81.8241.83751.6161.7061.867所以取精餾段HT=450mm D=2m3.1.2 提餾段塔徑塔底氣相平均摩爾質(zhì)量：根據(jù)塔底溫度求得各物質(zhì)的相平衡常數(shù)，由塔底液相分率求得氣相

25、分率，以此求解塔底氣相的平均摩爾質(zhì)量，如下：MVW=yiMi=0.012892+0.7981106+0.1891106=105.8kg/kmol塔底氣相密度：VW=PWMVWRT=130389.03105.88.314(145.8+273)=3.96kg/m3查表液相密度得表3-4 液相密度表密度kg/m3甲苯741.68乙苯750.21對(duì)二甲苯745.48所以求得平均密度為l=xii=749.2kg/m3查得表面張力，繪制表格：表3-5 表面張力表表面張力N/m甲苯0.0144乙苯0.0157對(duì)二甲苯0.0152求得平均液相表面張力為l=xii=0.0156N/m氣液相負(fù)荷：V，=V+q-1

26、F=426.8+(0.8-1)181.09=390.6kmol/hL,=L+qF=448.34kmol/hVS，=426.8105.836003.96=3.17m3/sLS，=448.34105.83600749.2=0.0176m3/sSmith法取hl=70mm，取HT=500/600/800mmHT-hl=430/530/730mm=0.43/0.53/0.73m查Smith關(guān)聯(lián)圖：帶入數(shù)據(jù)得LSVSLV12=0.076C20=0.11/0.12/0.15C=C20(0.02)0.2=C200.982C=0.1047/0.1142/0.1428umax=CL-VVL=749.2kg/m3

27、 V=3.96kg/m3帶入數(shù)據(jù)可得umax=1.434/1.564/1.956m/s取u=0.65umax=0.9321/1.0166/1.78 m/sD=4VS，u帶入數(shù)據(jù)求得D=2.08/1.99/1.78m波律法umax=0.055g.HT1+2LS，VS，LV L-VV帶入數(shù)據(jù)求得umax=1.551/1.699/1.962m/sun=K.KS. umax其中K取0.82 KS取0.98u=0.9 un帶入數(shù)據(jù)可以求得u=1.122/1.229/1.429m/sD=4VS，D求得D=1.897/1.813/1.680m將Smith法和波律法結(jié)果繪制表格比較：表3-6 結(jié)果比較表Smi

28、th法波律法HT/m0.50.60.80.50.60.8D/m2.081.991.781.8971.8131.68HTD2/m22.1632.3762.5351.8001.9722.260所以取提餾段HT=500mm D=2m3.2.1 溢流形式的選取精餾段和提餾段的液相負(fù)荷分別為 32.04m3/h ，63.36m3/h。對(duì)于直徑為2000mm塔，90 m3/h時(shí)，選用單溢流形式。所以此精餾塔選用單溢流形式。3.2.2 溢流堰的設(shè)計(jì)lw一般?。?.60.8）D （單溢流）所以取lw=0.654D=0.654=1308mm對(duì)于常壓塔堰高取4060mm， 所以堰高取為45mm。形式為平型。堰上液

29、層高度how=2.841000E(Lhlw)23取E=1，帶入數(shù)據(jù)可得how精餾=2.841000(32.041.308)23=0.023mhow提餾=2.841000(63.361.308)23=0.036mhl=hw+how，得：精餾段：hl=45+23=68mm提餾段：hl=45+36=81mm于假設(shè)的堰上液層高度70mm相近，所以選擇堰高45mm，堰長(zhǎng)1.308m3.2.3 受液盤的設(shè)計(jì)由于塔徑較大，物流無懸浮固體，也不易聚合，故受液盤采用凹型受液盤，盤深取50mm，并且開兩個(gè)10的淚孔。圖3-1 凹型塔板示意圖3.2.4 降液管的設(shè)計(jì)選取標(biāo)準(zhǔn)的塔盤，直徑2000mm，堰長(zhǎng)1308mm

30、?？梢圆榈媒狄汗苊娣eAd=2190cm2，降液管寬度Wd為244mm。選取降液管底隙高度hb為50mm。3.2.5 進(jìn)口堰凹型受液盤不必設(shè)進(jìn)口堰，此塔板不設(shè)進(jìn)口堰。3.3 塔板布置3.3.1 浮閥類型采用F1型重閥，閥孔直徑為39mm，閥徑為48mm，質(zhì)量為33g。3.3.2 浮閥排列選擇叉排，等腰三角形排列，底邊固定為75mm，高為65mm。3.3.3 開孔率（1）精餾段臨界閥孔氣速uoc=(72.8V)0.548=5.6m/s取uoc=6.5m/suT=4VSD2=43.2073.144=1.02m/s=uTuoc=1.026.5=15.5%F=uCV=6.53.1=11.4（2）提餾段臨

31、界閥孔氣速uoc=(72.8V)0.548=4.93m/s取uoc=6.5m/suT=4VSD2=43.173.1441.01m/s=uTuoc=1.016.5=15.5%F=uCV=6.53.96=12.9根據(jù)值選擇標(biāo)準(zhǔn)塔板：塔徑2000mm，開孔率為14.8%。3.3.4 塔板布置3.3.4.1 區(qū)域劃分塔板區(qū)域劃分結(jié)構(gòu)如下所示：圖3-2 塔板區(qū)域劃分3.3.4.2 浮閥數(shù)的確定選用標(biāo)準(zhǔn)塔板，直徑2000mm，開孔率14.8%，浮閥個(gè)數(shù)為390。3.3.4.3 浮閥等腰三角形的高度選用標(biāo)準(zhǔn)塔板，t=65mm。表3-7 塔板參數(shù)匯總表塔徑 D/mm塔板間距 HT/mm塔截面積 AT/cm2堰

32、長(zhǎng) lw /mm降液管面積 Ad/cm2閥孔個(gè)數(shù) n/個(gè)精餾段20004503142013082190390提餾段20005003142013082190390開孔率 /%塔板壓降 P/mmHg堰高 Hw/mm降液管底隙高 hb/mm降液管寬度 Wd/mmI：t精餾段14.84.70455024465提餾段14.85.654550244653.4 塔板的水力學(xué)校核3.4.1 塔板壓降P=PC+Pl+P其中PC為干板壓降，Pl為通過液層的壓力，P為克服表面張力的壓降。以液柱高度表示如下：hp=hc+hl,+h（1） 干板壓降精餾段，提餾段的速度都為6m/s，閥孔動(dòng)能因數(shù)分別為11.4，12.9，

33、所以均在全開之后，所以選擇公式hc=5.37u022gVL精餾段hc=5.376.5229.83.1797.3=0.045m提餾段hc=5.376.5229.83.96749.2=0.061m（2） 液層壓降hl,=（hw+how）為充氣系數(shù)，取=0.5精餾段：hl,=0.50.0068=0.034m提餾段：hl,=0.50.0081=0.041m（3） 氣體克服表面張力的壓強(qiáng)降很小，可以忽略。所以可得塔板壓降：精餾段：hp=0.0079m=4.7mmHg提餾段：hp=0.000.102m=5.65mmHg壓降在假設(shè)的36mmHg之間。所以塔板壓降合格。3.4.2 霧沫夾帶量用阿列克山德羅夫經(jīng)

34、驗(yàn)公式計(jì)算霧沫夾帶量e=A0.052hl-1.72HTn2(um)3.7其中=AATA=2xr2-x2+180r2sin-1(xr)x=D2-(Wd+WF)r=D2-WCm=5.6310-5lV0.295L-VV0.425取=0.7，A=0.159，n=0.95Wd=244mm WF=75mm WC=85mm所以帶入數(shù)據(jù)可得x=D2-Wd+WF=1-0.244+0.075=0.681mr=D2-WC=1-0.085=0.915mA=2xr2-x2+180r2sin-1xr=20.6180.9152-0.6812+1800.9152sin-10.6810.915=3.08m2AT=D24=3.1

35、4=AAT=3.083.14=0.981由前數(shù)據(jù)可知精餾段 ： l=0.0183N/m=18.3dyne/cm提餾段 ： l=0.0156N/m=15.8dyne/cm粘度可以根據(jù)進(jìn)料段-塔頂平均溫度和進(jìn)料段-塔底平均溫度查表得到，數(shù)據(jù)列入下表中表3-8 物質(zhì)粘度表苯甲苯乙苯110.1（Pas）9.70510-68.93410-68.26810-6甲苯乙苯對(duì)二甲苯129.8（Pas）9.36810-68.67610-68.49210-6精餾段:V=0.40699.705+0.58758.934+0.00568.268=9.24410-6Pa.s=9.42310-7kgf.s/m2提餾段:V=0

36、.01289.368+0.79818.676+0.18918.492=8.6510-6Pa.s=8.81810-7kgf.s/m2精餾段：hl=68mm u=1.01m/s提餾段：hl=81mm u=1.005m/s精餾段：m=5.6310-518.33.10.295797.3-3.19.42310-70.425=0.59133提餾段：m=5.6310-515.83.960.295749.2-3.968.81810-70.425=0.52693將以上數(shù)據(jù)帶入經(jīng)驗(yàn)公式中，可求出霧沫夾帶量：精餾段：e=0.1590.05268-1.7245020.72(1.010.9810.59133)3.7=0

37、.0031 kg霧沫/kg氣體提餾段e=0.1590.05281-1.7250020.72(1.0050.9810.52693)3.7=0.0043 kg霧沫/kg氣體由結(jié)果可知：霧沫夾帶量遠(yuǎn)小于0.1 kg霧沫/kg氣體 ,霧沫夾帶量合格。3.4.3 泛點(diǎn)率泛點(diǎn)率可以選用以下公式，選擇兩式中較大的值作為泛點(diǎn)率：Fl=100CV+136LSZAbKSCFFl=100CV0.78ATKSCF其中 KS取為0.98CV=VSVL-V精餾段：CV=3.2073.1797.3-3.1=0.2m3/s提餾段：CV=3.173.96749.2-3.96=0.231m3/s對(duì)于單流型塔板：Z=D-2Wd=2

38、-20.219=1.562mAb=AT-2Ad=3.14-20.219=2.702m2精餾段：VS=3.207m3/s LS=0.0089 m3/s CF查表可得 CF=0.126提餾段：VS=3.17m3/s LS=0.0176 m3/s CF查表可得 CF=0.135由以上數(shù)據(jù)帶入到經(jīng)驗(yàn)公式中可以求得泛點(diǎn)率：精餾段Fl=1000.2+1360.00891.5622.7020.980.126=65.6%Fl=1000.20.783.140.980.126=66.1%所以精餾段的泛點(diǎn)率為66.1%。精餾段Fl=1000.231+1360.01761.5622.7020.980.135=75.1

39、%Fl=1000.20.783.140.980.135=71.3%所以提餾段的泛點(diǎn)率為71.3%。經(jīng)驗(yàn)證，精餾段和提餾段的泛點(diǎn)率均在Fl80%82%范圍內(nèi)，泛點(diǎn)率滿足要求。3.4.3 降液管內(nèi)液面高度降液管內(nèi)液面高度Hd代表液相通過一層塔板時(shí)所需要的液位高度Hd=hw+how+h+hd+hphw+how=hl精餾段hl=0.068m 提餾段hl=0.081mh很小，可以忽略不記。hp為塔板壓降：精餾段hp=0.079m 提餾段hp=0.102m hd為液體流過降液管時(shí)的阻力損失 hd=hd1+hd2hd1=0.153(LSlwhb)2hd1=0.153(LSlwhb)2其中：lw=1.308m

40、 hb=0.05m Ar=lwhb=0.0654m2精餾段：hd1=0.153(0.00890.0654)2=0.0028mhd1=0.153(0.00890.0654)2=0.00185m提餾段：hd1=0.153(0.01760.0654)2=0.011mhd1=0.153(0.01760.0654)2=0.0072m精餾段：Hd=0.0068+0.079+0.0028+0.00185=0.1516m提餾段：Hd=0.081+0.102+0.011+0.0072=0.2012m為防止淹塔，降液管內(nèi)的液面高度應(yīng)滿足：HdHT+hw 其中=0.5即：Hd10.50.45+0.0045=0.24

41、75mHd20.50.50+0.0045=0.2725m經(jīng)驗(yàn)證，精餾段、提餾段中降液管內(nèi)的液面高度均滿足要求。3.4.4 漏液由于精餾段、提餾段的閥孔動(dòng)能因數(shù)分別為 11.4和12.9大于56所以精餾段和提餾段的閥孔動(dòng)能因數(shù)均在正常工作范圍內(nèi)，所以我們可以認(rèn)為不會(huì)發(fā)生漏液現(xiàn)象。漏液校核合格。3.4.5 液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間及流速（1）液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間=HTAdLS精餾段：=0.450.2190.0089=11.1S提餾段：=0.500.2190.0176=6.2S均大于35S，所以驗(yàn)證合格。（2）液體在降液管中的流速ud=LSAd精餾段：ud=0.00890.219=0.0406m

42、/s當(dāng)HT0.75m時(shí)，流速的最大允許值為下兩式結(jié)果的小值：(ud)max=0.17KS(ud)max=7.9810-3KSHT(L-V)其中KS=0.98所以精餾段(ud)max=0.170.98=0.1666m/s(ud)max=7.9810-30.980.45(797.3-3.1)=0.148m/s0.70.90.148=0.07830.1006驗(yàn)證0.04060.07830.1006，所以精餾段內(nèi)流速符合要求。提餾段：ud=0.01760.219=0.0800m/s(ud)max=0.170.98=0.1666m/s(ud)max=7.9810-30.980.5(749.2-3.96)=0.151m/s0.70.90.151=0.08260.10062驗(yàn)證0.080.08260.10062，所以精餾段內(nèi)流速符合要求。所以液體在降液管中的流速校核合格。選擇標(biāo)準(zhǔn)塔板，將塔板的參數(shù)匯總于下表中：表3-9 水力學(xué)校核表塔板壓降 /mmHg霧沫夾帶量 / kg/kg泛點(diǎn)