苯甲苯混合液篩板精餾塔的設計1

1、化工原理課程設計 1鹽 城 師 范 學 院化化工工原原理理課課程程設設計計2010 2011 學年度 化學化工學院 學院 應用化學 專業(yè)班級 * 學號 * 題目名稱 苯-甲苯混合液篩板精餾塔的設計 學生姓名 * * * 指導教師 % 設計時間：2010 年 12 月 6 日2010 年 12 月 19 日化工原理課程設計 2鹽城師范學院化化工工原原理理課課程程設設計計任任務務書書化學化工化學化工學院學院 應用化學應用化學 專業(yè)專業(yè)班級班級 姓名姓名 學號學號 設計題目：苯設計題目：苯甲苯餾塔設計甲苯餾塔設計課程設計的目的與意義：課程設計的目的與意義：（1）初步掌握化工單元操作設計的基本方法和程

2、序；（2）訓練我們的基本技能，如計算、繪圖、運用設計資料（手冊、標準和規(guī)范） 、使用經(jīng)驗數(shù)據(jù)，進行經(jīng)驗估算和處理數(shù)據(jù)等；（3）提高運用工程語言（簡潔的文字、清晰的圖表、正確的計算）表達設計思想的能力。（4）培養(yǎng)我們理論聯(lián)系實際的正確設計思想，訓練綜合運用已學過的理論和實際知識去分析和解決工程問題的能力。課程設計的內(nèi)容：課程設計的內(nèi)容：設計一個常壓塔板精餾塔，分離含苯 0.60（以下皆為質(zhì)量分率）的苯甲苯混合液，進料溫度為 35 攝氏度，要求獲得 0.98 的塔頂產(chǎn)品和 0.02 的塔釜產(chǎn)品,年生產(chǎn)量為45000 噸，再沸器用 2atm 的水蒸汽作為加熱介質(zhì),塔頂全凝器采用冷水為冷凝介質(zhì).通過翻

3、閱大量的資料進行工藝計算、物性數(shù)據(jù)處理、塔體塔板尺寸計算、流體力學計算、畫負荷性能圖等對篩板塔展開了全方面的設計。工藝操作條件：工藝操作條件： 精餾塔的塔頂壓力 4kpa 進料狀態(tài) 泡點進料 回流比 r=1.5rmin 加熱蒸汽壓力 100kpa（表壓） 單板壓降 不大于 0.70kpa（表壓） 設備型式 篩板塔 化工原理課程設計 3課題設計任務：課題設計任務：（1） 完成主題設備的工藝設計與計算；（2） 有關附屬設備的設計和選型；（3） 繪制帶控制點的工藝流程簡圖和主體設備的工藝條件圖；（4） 編寫設計說明書。主要參考書：主要參考書：1申迎華,郝曉剛主編 化工原理課程設計化學工業(yè)出版社2jb

4、4732-95鋼制壓力容器分析設計標準3黃載生主編.化工機械設計.北京：化學工業(yè)出版社，19904王志文主編.化工容器設計.北京：化學工業(yè)出版社，19905陳敏恒等編.化工原理.北京：化學工業(yè)出版社；19996王嘉麟主編.球形儲罐建造技術.北京：中國建筑工業(yè)出版社7黃炎.局部應力及其應用.北京：機械工業(yè)出版社8劉鴻文主編.板殼理論.杭州：浙江大學出版社，19879美國壓縮氣體學會主編.壓縮氣體手冊.肖家立等譯.北京：冶金工藝出版社，199110gb150-1998鋼制壓力容器11 賈紹義，柴城敬主編化工原理課程設計 （化工傳遞與單元操作課程設計）天津大學出版社 200212王英琛等譯.流體混合

5、技術.北京：化學工業(yè)出版社，199113姚玉英 編 化工原理 （上） 天津大學出版社 出版 1999 年14聶清德 編 化工設備設計 化學工業(yè)出版社 出版 1991 年指導教師指導教師 2010 年年 12 月月 20 日日化工原理課程設計 4目 錄摘摘 要要 .61.引引 言言 .71.1 塔設備的分類.71.2 塔設備在化工生產(chǎn)中的作用和地位.71.3 設計條件.71.4 問題研究.72 精餾塔的工藝設計精餾塔的工藝設計 2.1 全塔工藝設計計算.72.1.1 產(chǎn)品濃度的計算和進料組成確定.82.1.2 塔板數(shù)的確定.82.1.3 求最小回流比及操作回流比.92.1.4 操作方程.92.1

6、.5 平均相對揮發(fā)度的計算.102.1.6 全塔效率.112.1.7 實際塔板數(shù)及實際加料位置.11 3 板式塔主要工藝尺寸的設計計算板式塔主要工藝尺寸的設計計算 3.13.1 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算 3.1.1 操作壓強 p.12 3.1.2 操作溫度 t.12 3.1.3 塔內(nèi)各段氣、液兩相組分的平均分子量.12 3.1.4 精餾段和提餾段各組分的密度 .13 3.1.5 液體表面張力的計算.14 3.1.6 液體粘度m.15 3.1.7 氣液負荷計算.15 精餾段氣液負荷計算.15 提餾段氣液負荷計算.15 3.23.2 塔和塔板的主要工藝尺寸的計算塔和塔板

7、的主要工藝尺寸的計算 3.2.1 最大空塔氣速和空塔氣速 .15 3.2.2 塔徑 d.17 3.2.3 精餾塔有效高度的計算.17 3.2.4 塔高度的計算.18 3.2.5 溢流裝置的計算.18 3.2.6 塔板的分塊.20 3.2.7 邊緣區(qū)寬度的確定.20 3.2.8 開孔區(qū)面積計算.20 3.2.9 篩孔計算及其排列.21 3.33.3 篩板的流體力學驗算篩板的流體力學驗算 3.3.1 塔板壓降.21化工原理課程設計 5 3.3.2 液面落差.23 3.3.3 液沫夾帶.23 3.3.4 漏液.24 3.3.5 液泛.25 3.43.4 塔板的塔板的 負荷性能圖負荷性能圖 3.4.1

8、 漏液線 .26 3.4.2 液沫夾帶線.27 3.4.3 液相負荷下限線.27 3.4.4 液相負荷上限線.29 3.4.5 液泛線.30 3.4.6 負荷性能圖.325 設計結果匯總設計結果匯總 .34結束語結束語.35參考文獻參考文獻 .35主要符號說明主要符號說明 .37塔圖塔圖.38流程圖流程圖.39化工原理課程設計 6摘摘 要要化工生產(chǎn)常需進行液體混合物的分離以達到提純或回收有用組分的目的，精餾是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達到輕重組分分離的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關系，熟悉各種塔型的

9、操作特性，對選擇、設計和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。塔設備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設備類型之一。本次設計的篩板塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設備。此設計苯-甲苯物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設計過程，該設計方法被工程技術人員廣泛的采用。精餾設計包括設計方案的選取，主要設備的工藝設計計算物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選定、設備的結構設計和工藝尺寸的設計計算，輔助設備的選型，工藝流程圖，主要設備的工藝條件圖等內(nèi)容。通過對精餾塔的運算，可以得出精餾塔的各種設計如塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件及物性參數(shù)是合理的，換熱器和泵及各種接管尺寸是合理的，以保證精餾過程的

10、順利進行并使效率盡可能的提高。關鍵詞：苯、甲苯 精餾段、提餾段。 。 。 。 。 。 。化工原理課程設計 7引引 言言1.11.1 塔設備的分類塔設備的分類塔設備是能夠?qū)崿F(xiàn)蒸餾的氣液傳質(zhì)設備，廣泛應用于化工、石油化工、石油等工業(yè)中，其結構形式基本上可以分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔內(nèi)設置一定數(shù)量的塔板，氣體以鼓泡或噴射的方式穿過板上的液層，進行傳質(zhì)于傳熱。在正常操作下，氣相為分散相，液相為連續(xù)相，氣相組成呈階梯變化，屬于逐級接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上(有時也采用并流向下)流動，氣體兩相密切接觸進行傳熱與傳質(zhì)。在正常操作過程中，氣相為

11、連續(xù)相，液相為分散相，氣相組成呈連續(xù)變化，屬于微分接觸逆流操作過程。 1.21.2 塔設備在化工生產(chǎn)中的作用和地位塔設備在化工生產(chǎn)中的作用和地位精餾過程的實質(zhì)是利用混合物中各組分具有不同的揮發(fā)度。即在同一溫度下，各組分的飽和蒸汽壓不同這一性質(zhì)，使液相中的輕組分轉移到汽相中，汽相中的重組分轉移到液相中，從而達到分離的目的。因此精餾塔操作彈性的好壞直接關系到石油化工企業(yè)的經(jīng)濟效益。在化工生產(chǎn)中，塔設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)境保護等各個方面，都有非常重大的影響。1.31.3 設計條件設計條件進料量每小時 160 千摩爾，原料中含苯 55%（摩爾分率）

12、 ，以沸點狀態(tài)送入塔內(nèi)。要求塔頂餾出物含苯 98%（摩爾分率） ，塔釜殘液中含苯不大于 4%，操作回流比取最小回流比的 1.5 倍。1.41.4 問題研究問題研究本設計是針對苯甲苯的分離而專門設計的塔設備。根據(jù)設計條件以及給出的數(shù)據(jù)描述出塔溫度的分布，求得最小回流比以及塔頂?shù)南鄬]發(fā)度、塔釜的相對揮發(fā)度、全塔平均相對揮發(fā)度，又根據(jù)物料平衡公式分別計算出精餾段和提餾段的汽、液兩相的流量。之后，計算塔板數(shù)、塔徑等。根據(jù)這些計算結果進行了塔板結構的設計等。計算和設計這些之后進行了有關的力學性能計算和一系列的校核?；ぴ碚n程設計 8hkmolqwn/63.31,wndnqq,049.51精餾塔的工藝

13、設計精餾塔的工藝設計 2.1 全塔工藝設計計算2.1.1 產(chǎn)品濃度的計算和進料組成確定產(chǎn)品濃度的計算和進料組成確定1. 料液及塔頂塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率： ma = 78kg/kmol mb = 92kg/kmol2. 平均分子量及產(chǎn)率： 678.9192977. 078023. 0wm由條件可知，因為要求設計的生產(chǎn)能力是 330 t/天，所以原料處理量：總物料衡算：苯物料衡算：聯(lián)立得：2.1.2 塔板數(shù)的確定塔板數(shù)的確定苯-甲苯屬于理想體系,圖解法求理論塔板數(shù)。 由苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)繪出 x-yt 圖，見附表 3-1表一 苯和甲苯的汽液平衡數(shù)據(jù)溫度x/%苯y(tǒng)/%苯110.4001086

14、13.810610.823.210415.831.91022139.910026.447.39832.254.39638.360.8238.7892017. 078983. 0dm568.8692612. 078388. 0fmhkmolqfn/049.51568.8633024100035000,wndnqq,0235. 0983. 0388. 0049.51hkmolqdn/41.19,化工原理課程設計 9284. 0711. 011xrxxrryd9444.666.89251.372.59058.477.8886682.98673.887.68482.492.18291.596.4819

15、6.398.580.2100100 附圖 1 氣液平衡曲線1.圖解法求理論塔板數(shù) 采用圖解法求理論塔板層數(shù)，如附表 1 表示。求解結果為：總理論板層數(shù) nt = 15,其中 np,精 = 7，nt,提 = 7（不包括再沸器） ，進料板位置 nf=8。2.1.3 求最小回流比及操作回流比求最小回流比及操作回流比。 用圖解法求最小回流比。在附表 1 中對角線上，自 e(0.388,0.388)，作垂線即為 q 線，該線與平衡線的焦點坐標為 3 , 613. 0qy388. 0qx 故最小回流比為 取操作回流比為466.2644.15.1min5.1rr 2.1.4 操作方程操作方程 精餾段操作方程

16、為因為是泡點進料所以提留段線經(jīng)過（0.388,0.560）,(0.0235,0.0235)644. 1388. 0613. 0613. 0983. 0minqqqdxyyxr化工原理課程設計 10107.1471.1xy提餾段操作線方程為2.1.5 平均相對揮發(fā)度的計算平均相對揮發(fā)度的計算 1汽相 2液相附圖 2 苯-甲苯的等壓曲線（數(shù)據(jù)見表一）根據(jù)附表 3 可確定它定、塔釜和進料溫度分別為：由于沸點進料（q=1）ctctctfwd0008 .95,5 .109,1 .80 飽和蒸汽壓可由 antoine 方程計算：p ctbaplg所以塔頂苯的飽和蒸汽壓為：012. 258.80790.22

17、0033.121103. 6lg*tcbapa83.102ap60. 158.80482.2198 .134407954. 6lg*tcbapb 61.39bp60. 261.3983.102badpp36. 247.109790.220033.121103. 6lg*tcbapa化工原理課程設計 1109.229ap99. 147.109482.2198 .134407954. 6lg*tcbapb 72.97bp34. 272.9709.229bawpp47. 234. 26 . 2dw平均2.1.6 全塔效率全塔效率 采用“奧康奈爾的精餾塔效率關聯(lián)圖”來估算全塔效率。 圖四中的曲線可以近

18、似表示為： 式中 te 全塔總效率 塔頂，塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度 附 圖 3 精餾塔全塔效率關聯(lián)圖 l液體的平均黏度，smpa 28. 0612. 0*28. 0388. 0*27. 0iilx其中，溫度以塔頂，塔底平均溫度計算；組成以進料組成計算。其值從手冊中查的。 2.1.7 實際塔板數(shù)及實際加料位置實際塔板數(shù)及實際加料位置 精餾段實際板層數(shù) 提留段實際板層數(shù) 1397.1254.0/7,提pn總實際板層數(shù) 261313,提精pppnnn3 板式塔主要工藝尺寸的設計計算板式塔主要工藝尺寸的設計計算3.13.1 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算3.1.1 操作壓強操作

19、壓強 p)( 4 .10544 .101kpapppd表當?shù)?45.0)(49.0lte54.0)28.047.2(49.0)(49.0245.0245.0lte1397.1254.0/7,精pn化工原理課程設計 12塔頂操作壓力每層塔板壓降 進料板壓降 精餾段平均壓降 塔底壓降 kpapw8 .103136 . 096提留段平均壓降 3.1.2 操作溫度操作溫度 t由表三，苯-甲苯的等壓曲線可以讀出：塔頂溫度 ctd01 .80塔底溫度進料板溫度精餾段平均溫度提餾段平均溫度： cmt065.1022/ )8 .955 .109(3.1.3 塔內(nèi)各段氣、液兩相組分的平均分子量塔內(nèi)各段氣、液兩相

20、組分的平均分子量 塔頂氣，液混合物平均摩爾質(zhì)量：由查平衡曲線（見附圖 1） ，得983. 01 yxd960. 01x)/(24.7892017. 078983. 0kmolkgmvdm)/(56.7892040. 078960. 0kmolkgmdml進料板氣，液混合物平均摩爾質(zhì)量；由圖解理論板（見附圖 1）得；查平衡曲線560. 0fy得（見附表 1） ，得。337. 0 xf )/(16.849244. 07856. 0kmolkgmvfm )/(282.8792663. 078337. 0kmolkgmlfm精餾段氣，液混合平均摩爾質(zhì)量： )/(2 .812/ )16.8424.78(

21、kmolkgmvm )/(92.822/ )282.8756.78(kmolkgmlm塔底氣，液混合物平均摩爾質(zhì)量：由查平衡曲線（見附圖 1） ，得0235. 0wx67. 5wyctf08 .95ctm085.872/ )8 .951 .80(kpap6.0)(8 .103136 . 096kpapf)(9 .992/ )8 .10396(kpapm)(9 .992/ )8 .10396(kpampctw05 .109化工原理課程設計 13 )/(2 .91929433. 0780567. 0kmolkgmvwm )/(671.91929765. 0780235. 0kmolkgmwml提餾

22、段氣，液混合平均摩爾質(zhì)量： )/(68.872/ )16.842 .91(kmolkgmvm )/(48.892/ )282.87671.91(kmolkgmlm3.1.4 精餾段精餾段和提餾段各組分的密度和提餾段各組分的密度 （1）.氣體的平均密度 精餾段 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 )/(70. 2)15.27385.87(314. 82 .819 .993mkgrtmpmvmmvm 提餾段 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 )/(8 . 2)15.27365.102(314. 868.879 .993mkgrtmpmvmmvm （2）液相平均密度 液相平均密度計算公式： iimw/1塔頂液相平

23、均密度：由，查手冊得：。ctd01 .8033/795,/800mkgmkgba )/(91.799795/017. 0800/983. 013mkgldm塔底液相平均密度：由，查手冊得：ctw05 .10933/755,/748mkgmkgba )/(83.754755/9765. 0748/0235. 013mkglwm進料板平均密度：由，查手冊得。ctf08 .9533/784,/784mkgmkgba進料板液相質(zhì)量分數(shù)為 350. 092612. 078388. 078388. 0a 3/784784/65. 0784/350. 01mkglfm 精餾段液相平均密度為 3/96.791

24、2/ )78491.799(mkglm化工原理課程設計 14 .氣體的平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 )/(70. 2)15.27385.87(314. 82 .819 .993mkgrtmpmvmmvm提餾段相平均密度為 3/415.7692/ )78483.754(mkglm.氣體的平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 )/(803. 2)15.27365.102(314. 868.879 .993mkgrtmpmvmmvm3.1.5液體表面張力的計算液體表面張力的計算液相平均表面張力計算公式： iilmx塔頂液相平均表面張力：由，查手冊得：ctd01 .80 塔底液相平均表面張力：

25、由，查手冊得：ctw05 .109mnmnba/104 .23,/100 .1933 )/10(30.234 .239765. 00 .190235. 03mnldm進料板液相平均表面張力：由，查手冊得ctf08 .95 )/10(72.203 .21612. 08 .19388. 03mnlfm精餾段液相平均表面張力： )/10(02.212/ )72.2031.21(3mnlm提餾段液相平均表面張力： )/10(01.222/ )72.2030.23(3mnlm3.1.6 液體粘度液體粘度 m 液相平均黏度計算公式：iilmxlglg 塔頂液相平均黏度：由，查手ctd01 .80冊得：mn

26、mnba/103 .21,/108 .1933)/10(31.219 .21017. 03 .21983. 03mnldmsmpasmpaba330. 0,315. 0mnmnba/109 .21,/103 .2133化工原理課程設計 15275.6741.19488.3)1(,dnvnqrq135.98049.5186.47,fnlnlnqqq275.67,vqnvqn計算得：塔底液相平均黏度：由，查手冊得：ctw05 .109smpasmpaba245. 0,220. 0計算得： smpalwm244. 0245. 09765. 0220. 00235. 0 進料板液相平均黏度：由 ，查手

27、冊得計算得： 精餾段液相平均黏度為)(158. 02/ )273. 0315. 0(smpalm 提餾段液相平均黏度為)(517. 02/ )273. 0244. 0(smpalm 3.1.7 氣液負荷計算氣液負荷計算1)1) 精餾段氣液負荷計算精餾段氣液負荷計算 2)2) 提餾段氣液負荷計算提餾段氣液負荷計算 3.2 塔和塔板的主要工藝尺寸的計算塔和塔板的主要工藝尺寸的計算3.2.1 最大空塔氣速和空塔氣速最大空塔氣速和空塔氣速 (1) 最大空塔氣速計算公式：vvlcumax精餾段的氣，液相體積流率為 )/(562. 070. 236002 .81275.6736003,smmqqvmvmv

28、nvvsmpaldm315. 033. 0017. 0315. 0983. 0ctf08 .95smpasmpaba281. 0,260. 0smpalfm273. 0281. 0612. 026. 0388. 086.4741.19466.2,dnlnrqq化工原理課程設計 16 )/(00140. 096.791360092.8286.4736003,smmqqlmlmlnlv c 可根據(jù) 2 . 02002. 0cc 史密斯關聯(lián)圖可查出 c20，途中橫坐標為: 取板間距，板上液層高度則mht45. 0mhl05. 0 查手冊得，076. 020 c 077. 02002.21076. 0

29、202 . 02 . 020cc)/(316. 17 . 27 . 296.791077. 0maxsmcuvvl)/(7896. 0316. 16 . 06 . 0maxsmuu提餾段的氣，液相體積流率為 )/(585. 08 . 2360068.87275.6736003,smmqqvmvmvnvv )/(00317. 0415.769360048.89135.9836003,smmqqlmlmlnlv c 可根據(jù) 2 . 02002. 0cc 史密斯關聯(lián)圖可查出 c20，途中橫坐標為: 0898. 0803. 2415.769585. 000317. 02121,vlvvlvqq取板間距

30、，板上液層高度則mht45. 0 mhl05. 0 查手冊得，079. 020 c0427. 070. 296.791562. 000140. 02121,vlvvlvqq4 . 005. 045. 0llhh4 . 005. 045. 0llhh化工原理課程設計 17 077. 02001.22076. 0202 . 02 . 020cc)/(27. 1803. 2803. 2415.769077. 0maxsmcuvvl)/(762. 027. 16 . 06 . 0maxsmuu.1 塔徑塔徑 d d （1）精餾段 )(953. 07896. 0563. 044,muqd

31、vv按標準塔徑圓整后為塔截面積為 )(785. 00 . 144222mdat實際空塔氣速為 )/(716. 0785. 0562. 0,smatvqvu（2）提餾段 )(989. 0762. 0585. 044,muqdvv按標準塔徑圓整后為塔截面積為 )(785. 00 . 144222mdat實際空塔氣速為 )/(745. 0785. 0585. 0,smaqutvv .2 . .精餾塔有效高度的計算精餾塔有效高度的計算精餾塔有效高度為 提餾段有效高度為在進料板處及提餾段各開 1 個人孔，其高度均為 0.8m，故精餾塔的有效高度為 ）（提精mzzz5 .1128 . 05

32、 . 44 . 528 . 0)(.3 . .塔高度的計算塔高度的計算板式塔的高度的計算如下 dbfttphhhshhsnh)2(md0 . 1)(4.545.0)113(1-nmhzt）（精精）（）（）（提提mhnz5 . 445. 03-133tmd0 . 1化工原理課程設計 1821*0.045+3*0.55+0.5+1.5+712m式中 h塔高， hd塔頂高度， hb塔底空間， ht塔板間距，ht開有人孔的塔板間距，hf進料板高度，實際塔板數(shù)人孔數(shù).4 . .溢流裝置的計算溢流裝置的計算 因塔徑,可選用單溢流弓形漿液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：（1

33、）堰長 ?。?）精餾段 溢流堰高度溢流堰高計算公式 選用平直堰，堰上液層高度 依下式計算，即wh0 32,0)(100084. 2wlqehlvw近似取 e = 1，則 011. 066. 0360000140. 01100084. 21100084. 23232,0wlqhlvw 取板上液層高度，故mhl05. 0 )(039. 0011. 005. 00mhhhwlw提餾段 溢流堰高度溢流堰高計算公式wh wlwhhh0選用平直堰，堰上液層高度 依下式計算，即wh0 32,0)(100084. 2wlqehlvw近似取 e = 1，則md0 . 1wl)(66. 00 . 166. 066

34、. 0mdlwwhwlwhhh0化工原理課程設計 19 019. 066. 0360000317. 01100084. 21100084. 23232,0wlqhlvw 取板上液層高度，故mhl07. 0 )(051. 0019. 007. 00mhhhwlw（3）精餾段 弓形降液管寬度 wd及截面積 af 由，查表得：，故66. 0dlw0722. 0tfaa124. 0dwd )(0567. 0785. 00722. 00722. 02maatf )(124. 00 . 1124. 0124. 0mdwd )(0121. 0)2/124. 0(2/222mwadd 依式液體在降液管中停留時

35、間，即lvtfqha,3600 )(5)(23.1836000014. 045. 00567. 036003600,ssqhalvtf 故降液管設計合理。 提餾段 弓形降液管寬度 wd及截面積 af 由，查表得：，故66. 0dlw0722. 0tfaa124. 0dwd )(0567. 0785. 00722. 00722. 02maatf )(124. 00 . 1124. 0124. 0mdwd )(0121. 0)2/124. 0(2/222mwadd 依式液體在降液管中停留時間，即lvtfqha,3600 )(5)(05. 8360000317. 045. 00567. 036003

36、600,ssqhalvtf 故降液管設計合理。（4）精餾段化工原理課程設計 20 降液管底隙高度 計算公式h owlvulqh3600,取，則smu/08. 0 )(027. 008. 066. 036000014. 0360036000,mulqhwlv )(006. 0)(012. 0027. 0039. 00mmhhw故降液管底隙高度設計合理。 提餾段降液管底隙高度計算公式 h owlvulqh3600,取，則smu/11. 0 )(044. 011. 066. 0360000317. 0360036000,mulqhwlvo )(006. 0)(007. 0044. 0051. 00m

37、mhhw故降液管底隙高度設計合理。3.2.5 塔板的分塊 因，故塔板采用分塊式。查手冊得，塔板分為 3 塊。mmd8003.2.6 邊緣區(qū)寬度的確定 取。mwmwwcss035. 0,065. 03.2.7 開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積rxrxrxaa1222sin1802 其中 )(311. 0)065. 0124. 0(20 . 1)(2mwwdxsd )(465. 0035. 020 . 12mwdrc化工原理課程設計 21 故 )(532. 0465. 0311. 0sin180465. 0311. 0465. 0311. 0221222maa3.2.8 篩孔計算及其排列 所處理的物系無

38、腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。mm3mmd50 篩孔按正三角形排列，取孔中心距為 mmdt155330 篩孔數(shù)目 n 為 個2731015. 0532. 0155. 1155. 122tana 開孔率為 %1 .10015. 005. 0907. 0907. 0220td精餾段 氣體通過閥孔的氣速為 smaquvv/46.10532. 0101. 0562. 00,0提餾段 氣體通過閥孔的氣速為 smaquvv/89.10532. 0101. 0585. 00,03.3 篩板的流體力學驗算 .1 塔板壓降塔板壓降 （1） 精餾段 鋼板阻力式chlvccuh200051. 0

39、 由，查手冊得，67. 13/50d772. 00c故 m 液柱0319. 096.79170. 2772. 046.10051. 02ch 提餾段 鋼板阻力式chlvccuh051. 0200化工原理課程設計 22 由，查手冊得，67. 13/50d772. 00c故 m 液柱0370. 0415.769803. 2772. 089.10051. 02ch （2）精餾段 氣體通過液層的阻力計算1h氣體通過液層的阻力由式計算，即1h )/(27. 170. 2772. 0/772. 00567. 0785. 0562. 021210,1mskgufsmaapuhhvaftvval查手冊得。62

40、. 0故 m 液柱031. 0)011. 0039. 0(62. 01owwlhhhh 提餾段 氣體通過液層的阻力計算1h氣體通過液層的阻力由式計算，即1h )/(29. 1803. 2772. 0/803. 00567. 0785. 0585. 021210,1mskgufsmaaquhhvaftvval查手冊得。61. 0故 m 液柱0427. 0)019. 0051. 0(61. 01owwlhhhh（3）精餾段 液體表面張力的阻力由式計算，h即化工原理課程設計 23 m 液柱0022. 0005. 081. 996.7911002.214430gdhll氣體通過每層塔板的液柱高度可按下

41、式計算，即ph 液柱mhhhhhpcp0651. 00022. 0031. 00319. 01氣體通過每層塔板的壓降為 )(7 . 077.50581. 996.7910651. 0設計允許值kpapagplp 提餾段 液體表面張力的阻力由式計算，即 h m 液柱0023. 0005. 081. 9415.7691001.224430gdhll氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計算，即ph 液柱mhhhhhpcp082. 00023. 00427. 00370. 01氣體通過每層塔板的壓降為 )(7 . 093.61881. 9415.769082. 0設計允許值kpapagplp3.3.23

42、.3.2 液面落差液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。.3 液沫夾帶液沫夾帶 精餾段精餾段液沫夾帶量由式計算2 . 36107 . 5ftalvhhuemhhlf125. 005. 05 . 25 . 2化工原理課程設計 24故氣液氣液kgkgkgkgev/1 . 0/043. 0125. 045. 0772. 01002.21107 . 52 . 336故在本設計中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。ve提餾段液沫夾帶量由式計算2 . 36107 . 5ftalvhhuemhhlf175. 007. 05 . 25 . 2故氣液氣液kg

43、kgkgkgev/1 . 0/0080. 0175. 045. 0803. 01001.22107 . 52 . 336故在本設計中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。ve.4 漏液漏液對篩板塔，漏液點氣速可由式計算得，min, 0u smhhcvll/788.57.2/96.791)0022.005.013.00056.0(772.04.4/)13.00056.0(4.40實際孔速min, 00/46.10usmu穩(wěn)定系數(shù)為 5 . 181. 1788. 546.10min, 00uuk故在本實驗中無明顯漏液現(xiàn)象。對篩板塔，漏液點氣速可由式計算得，min, 0 u smhhcvll/27

44、.6803.2/415.769)0023.007.013.00056.0(772.04.4/)13.00056.0(4.40實際孔速min, 00/89.10usmumin, 0umin, 0 u化工原理課程設計 25穩(wěn)定系數(shù)為 5 . 174. 127. 689.10min, 00uuk故在本實驗中無明顯漏液現(xiàn)象。 .5 液泛液泛（1） 精餾段 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應服從下式的關系，即dh dlpdhhhh 苯-甲苯物系屬一般物系，取，則5 . 0 mhhwt245. 0)039. 045. 0(5 . 0)( 而板上不設進口堰，可由下式求得dh 故在本實驗中不

45、會發(fā)液泛現(xiàn)象。（2） 提餾段為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應服從下式的關系，即dh dlpdhhhh 苯-甲苯物系屬一般物系，取，則5 . 0 mhhwt2505. 0)051. 045. 0(5 . 0)( 而板上不設進口堰，可由下式求得dh dlpdhhhh)(0971. 0001. 0031. 00651. 0001. 008. 0153. 0)(153. 0220wtdddhhhmhmuh液柱液柱)(1432. 00185. 00427. 0082. 00185. 011. 0153. 0)(153. 0220wtdddhhhmhmuh液柱液柱化工原理課程設計 26故在本實驗中不會

46、發(fā)液泛現(xiàn)象。 3.4 塔板的塔板的 負荷性能圖負荷性能圖3.4.1 漏液線漏液線（1）精餾段）精餾段 由 3200min,min, 00min, 0100084. 2/)13. 00056. 0(4 . 4whwowwlsvllllehhhhavuhhcu得70. 2/96.7910022. 066. 036001100084. 2039. 013. 00056. 0532. 0101. 0772. 04 . 4/100084. 213. 00056. 04 . 4323200min,svlwhwslhllehacv 整理得 3/2min,56.33484. 2183. 0sslv 在操作范圍

47、內(nèi)，任選幾個值，計算結果列出下表sl 表 3-2 ls,m3/s0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 vs,m3/s0.4983 0.5350 0.5823 0.6220 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線 1（2）提餾段 由化工原理課程設計 27 3200min,min, 00min, 0100084. 2/)13. 00056. 0(4 . 4whwowwlsvllllehhhhavuhhcu得803. 2/415.7690023. 066. 036001100084. 2051. 013. 00056. 0532. 0101. 0772. 04 . 4/100084. 213.

48、00056. 04 . 4323200min,svlwhwslhllehacv 整理得 3/2min,403.31753. 2183. 0sslv 在操作范圍內(nèi)，任選幾個值，計算結果列出下表slls,m3/s0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 vs,m3/s0.3157 0.3255 0.3377 0.3476 3.4.2 液沫夾帶線液沫夾帶線 精餾段精餾段 以關系如下：氣為限，求液ssvlvkgkge/1 . 0由 故323202 . 3688. 066. 036001100084. 2039. 0)(5 . 25 . 2373. 10567. 0785. 0107 .

49、5ssowwwwlfssftsaftalvllhhhhhhvvaavuhhue化工原理課程設計 281 . 02 . 2353. 0373. 11002.21107 . 52 . 2353. 02 . 20975. 02 . 332363232ssvsftsflvelhhlh整理得 3210.159-1.63sslv 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，計算結果列出下sl 表 3-3ls,m3/s0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 vs,m3/s1.6239 1.6148 1.5995 1.5843 由上表數(shù)據(jù)可作出泡沫夾帶線 2提餾段提餾段 以關系如下：氣為限，求液ssvlvkgk

50、ge/1 . 0由 故1 . 02 . 2323. 0373. 11001.22107 . 52 . 2323. 02 . 21275. 02 . 332363232ssvsftsflvelhhlh323202 . 3688. 066. 036001100084. 2051. 0)(5 . 25 . 2373. 10567. 0785. 0107 . 5ssowwwwlfssftsaftalvllhhhhhhvvaavuhhue化工原理課程設計 29整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，計算結果列出下slls,m3/s0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 vs,m3/s1.436

51、7 1.3750 1.2958 1.2293 3.4.3 液相負荷下限線液相負荷下限線精餾段精餾段對于平直堰，取堰上液層高度取,則1e smls/00056. 0360066. 084. 21000006. 0323min,據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線，3提餾段提餾段對于平直堰，取堰上液層高度取,則1e smls/00056. 0360066. 084. 21000006. 0323min,據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線，33.4.4 液相負荷上限線液相負荷上限線精餾段精餾段以4stflha故 00638. 0445. 00567. 04max,tfshal006

52、. 066. 03600100084. 2320swleh3210.30-1.51sslv 006. 066. 03600100084. 2320swleh化工原理課程設計 30提餾段提餾段以4stflha故 00638. 0445. 00567. 04max,tfshal3.4.5 液泛線液泛線 精餾段精餾段令令 由 聯(lián)立得 整理得的關系式代入上式，并與與與將忽略scsdsowvhlhlh,h 3222sssldlcbva式中 32320200360011084. 2/153. 01)(051. 0wwwtlvledhlchhbcaa將有關數(shù)據(jù)代入，得 426. 166. 0360062.

53、0111084. 281.481027. 066. 0153. 0181. 0039. 0162. 05 . 045. 05 . 0101. 096.79170. 2772. 0532. 0101. 0051. 032322dcba故 3222426. 181.481181. 0101. 0sssllvhhhhhhhhhhhhhhhhhhhhhhdcowwtwwllllcpdlpdwtd) 1() 1(;0化工原理課程設計 31即 322214.1194770.396-1.792sssllv 在操作范圍內(nèi)，任取幾個 ls 值，依上式計算出 vs 值，計算結果列于表 3-4ls,m3/s0.00

54、06 0.0015 0.0030 0.0045 vs,m3/s1.300 1.263 1.206 1.145 提餾段提餾段令令 由 聯(lián)立得 整理得的關系式代入上式，并與與與將忽略scsdsowvhlhlh,h 3222sssldlcbva式中 32320200360011084. 2/153. 01)(051. 0wwwtlvledhlchhbcaa將有關數(shù)據(jù)代入，得 417. 166. 0360061. 0111084. 2425.181044. 066. 0153. 0168. 0051. 0161. 05 . 045. 05 . 0108. 0415.769803. 2772. 0532

55、. 0101. 0051. 032322dcba故 3222417. 1425.181168. 0108. 0sssllv即 322213.121679.865-1.556sssllv 在操作范圍內(nèi)，任取幾個 ls 值，依上式計算出 vs 值，計算結果列于表 3-4) 1() 1(;0hhhhhhhhhhhhhhhhhhhhhhdcowwtwwllllcpdlpdwtd化工原理課程設計 32ls,m3/s0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 vs,m3/s1.2092 1.1749 1.1260 1.0791 3.4.6 負荷性能圖負荷性能圖提餾段提餾段根據(jù)以上各方程，可作出

56、篩板塔的負荷性能圖，如下所示 在負荷性能圖上，作出操作點 a，連接 oa，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上線為液泛控制，下限為漏液控制。由圖得 smvsmvss/305. 0,/205. 13min,3max,故操作彈性為 951. 3305. 0205. 1max,max,ssvv提餾段提餾段化工原理課程設計 33在負荷性能圖上，作出操作點 a，連接 oa，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上線為液泛控制，下限為漏液控制。由圖得 smvsmvss/327. 0,/04. 13min,3max,故操作彈性為 18. 3327. 004. 1max,max,ssvv5 設計結果匯總設

57、計結果匯總篩板塔的工藝設計計算結果匯總表篩板塔的工藝設計計算結果匯總表 5-1計算數(shù)據(jù)項 目符號單位精餾段提餾段各段平均壓強pmkpa99.999.9各段平均溫度tm87.85102.65氣 相vsm3/s0.5620.585各段平均流量液 相l(xiāng)sm3/s0.001400.00317塔徑dm11塔板間距htm0.450.45堰長lwm0.660.66化工原理課程設計 34堰寬wdm0.1240.124堰高hwm0.0390.051入口堰高hwm0.050.07底縫hom0.0270.044ad/at-0.1230.123塔截面積afm20.05670.0567降液管面積adm20.01210.0121開孔面積a0m20.0540.054孔徑d0mm55孔數(shù)n個2731開孔率ao/at-0.101孔間距tmm15篩孔氣速u0m/s10.4610.89邊緣區(qū)wcm0.035安定區(qū)寬wsm0.065塔板厚mm3溢流型式-單溢流排列方式-