篩板式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)

1、西南石油大學(xué)化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)報(bào)告題目：篩板式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)班 級(jí)：化學(xué)工程與工藝2009級(jí)姓 名：曹 新學(xué)號(hào)：0904040226指導(dǎo)教師：李 敏2012 年 7 月 6 日目 錄第一部分 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書1.設(shè)計(jì)題目 .42.工藝條件 .43.課程設(shè)計(jì)目的 .44.設(shè)計(jì)內(nèi)容 . . .55.工藝流程示意圖.5第二部分 主要設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算及說明1.設(shè)計(jì)題目描述和設(shè)計(jì)方案的確定 .82.精餾塔的物料衡算 .82.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù).8 2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 .9 2.3物料衡算原料處理量 .93.塔板數(shù)的確定 .93.1 理論塔板數(shù)N

2、T的求取 .93.2實(shí)際板層數(shù)的求取 .114.精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 . .11 4.1操作壓力計(jì)算 .11 4.2操作溫度計(jì)算 .12 4.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 .12 4.4平均密度計(jì)算 .13 4.5液相平均表面張力計(jì)算 .144.6液相平均粘度計(jì)算.155.精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算.15 5.1精餾塔徑的計(jì)算.15 5.2空塔氣速的計(jì)算.16 5.3精餾塔徑的的確定.17 5.4實(shí)際空塔氣速的計(jì)算.185.5精餾塔有效高度計(jì)算.186.塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 .19 6.1溢流裝置計(jì)算 .19 6.2塔板布置 .20 塔板的分塊 .21 邊緣區(qū)寬度確定 .21 開孔區(qū)面積

3、計(jì)算 .21 篩孔計(jì)算及其排列 .217.篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 .22 7.1塔板壓降 .22 干板阻力計(jì)算 .22 氣體通過液層的阻力計(jì)算 .22 液體表面張力的阻力計(jì)算 .22 7.2液面落差 .23 7.3液沫夾帶 . 23 7.4漏液 .23 7.5液泛.248.塔板負(fù)荷性能圖.24 8.1漏液線.25 8.2液沫夾帶線. .26 8.3液相負(fù)荷下限線 .27 8.4液相負(fù)荷上限線 . 28 8.5液泛線 .288.6 操作線 .308.7負(fù)荷性能圖 .319. 主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算及選型.329.1冷凝器的熱負(fù)荷 .329.2冷卻水的消耗量 .349.3冷卻器 .349.4加熱器 .3

4、59.5進(jìn)料管的設(shè)計(jì) .359.6泵的選型 .369.7貯罐的計(jì)算 .37 10.設(shè)計(jì)一覽表 . 37 11.主要符號(hào)說明 .3812.參考文獻(xiàn) .40 13.結(jié)束語 .40第一部分 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書1. 設(shè)計(jì)題目 篩板式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)2. 工藝條件 生產(chǎn)能力: 22600噸/年（料液） 年工作日：300天 原料組成：50%苯，50%甲苯（摩爾分率，下同） 產(chǎn)品組成：餾出液 95%苯，釜液 3%苯 操作壓強(qiáng)：塔頂壓強(qiáng)為常壓（表壓0kPa） 進(jìn)料溫度：泡點(diǎn) 進(jìn)料狀況：泡點(diǎn) 加熱方式：間接蒸汽加熱 回流比： 23. 課程設(shè)計(jì)的目的 化工原理課程設(shè)計(jì)是以個(gè)綜合性和實(shí)踐性較強(qiáng)的教

5、學(xué)環(huán)節(jié),也是培養(yǎng)學(xué)生獨(dú)立工作的有益實(shí)踐,更是理論聯(lián)系實(shí)際的有效手段.通過課程設(shè)計(jì)達(dá)到如下目的:1 鞏固化工原理課程學(xué)習(xí)的有關(guān)內(nèi)容，并使它擴(kuò)大化和系統(tǒng)化； 培養(yǎng)學(xué)生計(jì)算技能及應(yīng)用所學(xué)理論知識(shí)部分分析問題和解決問題的能力； 熟悉化工工藝設(shè)計(jì)的基本步驟和方法； 學(xué)習(xí)繪制簡(jiǎn)單的工藝流程圖和主體設(shè)備工藝尺寸圖； 訓(xùn)練查閱參考資料及使用圖表、手冊(cè)的能力； 通過對(duì)“適宜條件”的選擇及對(duì)自己設(shè)計(jì)成果的評(píng)價(jià)，初步建立正確的設(shè)計(jì)思想，培養(yǎng)從工程技術(shù)觀點(diǎn)出發(fā)考慮和處理工程實(shí)際問題的能力； 學(xué)會(huì)編寫設(shè)計(jì)說明書。4. 設(shè)計(jì)內(nèi)容(1)確定精餾裝置流程，繪出流程示意圖、塔器設(shè)備圖。(2)工藝參數(shù)的確定基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的查找及估算，

6、工藝過程的物料衡算及熱量衡算,理論塔板數(shù)，塔板效率，實(shí)際塔板數(shù)等。(3)主要設(shè)備的工藝尺寸計(jì)算板間距，塔徑，塔高，溢流裝置，塔盤布置等。(4) 流體力學(xué)計(jì)算流體力學(xué)驗(yàn)算，操作符合性能圖及操作彈性。(5) 主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算及選型塔頂全凝器設(shè)計(jì)計(jì)算：熱負(fù)荷，載熱體用量，選型及流體力學(xué)計(jì)算。料液泵設(shè)計(jì)計(jì)算：流程計(jì)算及選型。(6)設(shè)計(jì)結(jié)果總匯(7) 參考文獻(xiàn)5.工藝流程示意圖精餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器，再沸器，冷凝器。釜液冷卻器和產(chǎn)品冷凝器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分汽化與與部分冷凝器進(jìn)行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，為此，在確定

7、流程裝置時(shí)應(yīng)考慮余熱的利用，注意節(jié)能。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，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波動(dòng)的影響。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(shí)連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜?dú)堃海┰俜衅髦性弦翰糠制?，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(shí)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

8、測(cè)量物流的各項(xiàng)參數(shù)。塔頂冷凝裝置根據(jù)生產(chǎn)狀況以決定采用全凝器，以便于準(zhǔn)確地控制回流比。若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用全分凝器。總而言之確定流程時(shí)要較全面，合理的兼顧設(shè)備，操作費(fèi)用操作控制及安全因素。連續(xù)精餾操作流程圖 第二部分 主要設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算和說明1.計(jì)題目描述和設(shè)計(jì)方案確定 根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，若按年工作日300天，每天開動(dòng)設(shè)備24小時(shí)計(jì)算，在一常壓操作的連續(xù)精餾塔內(nèi)分離苯甲苯混合物。具體工藝參數(shù)如下：生產(chǎn)能力: 22600噸/年（料液）年工作日：300天原料組成：50%苯，50%甲苯（摩爾分率，下同）產(chǎn)品組成：餾出液 95%苯，釜液3%苯操作壓強(qiáng)：塔頂壓強(qiáng)為常壓進(jìn)料溫度：泡點(diǎn)進(jìn)料狀況：泡點(diǎn)加熱

9、方式：間接蒸汽加熱回流比：R=2Rmin本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(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)冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，取操作回流比為最小回流比的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(chǔ)罐。2. 精餾塔的物料衡算2.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 苯的摩爾質(zhì)量 =78.11kg/kmol 甲苯的摩爾質(zhì)量 =92.13kg/kmol = = 0.541 = 0.957 = 0.0352.2原料液及塔

10、頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 =0.54178.11+ (1-0.541)92.13=84.55kg/kmol =0.95778.11+ (1-0.957)92.13=78.71kg/kmol =0.03578.11+ (1-0.035)92.13=91.64kg/kmol2.3物料衡算原料處理量 =37.13kmol/h總物料衡算 37.13=D+W 苯物料衡算 37.130.541=0.957D+0.035W 聯(lián)立解得 D=20.38 kmol/h，W=16.75 kmol/h3. 塔板數(shù)的確定3.1理論塔板數(shù)NT的求取苯甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論塔板數(shù)。3.1.1繪制苯甲苯的氣液相

11、平衡圖。由手冊(cè)可查得苯甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，并繪制圖，如下：表41 苯甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)苯（）00.0580.1550.2560.3760.5080.6590.9231甲苯00.1280.3040.4530.5960.7200.8300.92213.1.2求最小回流比及操作回流比。采用作圖法求最小回流比。在圖42 中對(duì)角線上，自點(diǎn) e(0.5，0.5)作垂線e f即為進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為 =0.71 =0.5R min =+= 1.14操作回流比為R = 2R min= 21.14= 2.283.1.3求精餾塔的氣、液相負(fù)荷 對(duì)于精餾段有 液相負(fù)荷L= RD = 2.

12、2820.38 = 46.47kg/kmol 氣相負(fù)荷V= (R+1)D = (2.28+1)20.38 = 68.88kg/kmol 對(duì)于提鎦段有 液相負(fù)荷 = L + F = 46.47 + 37.13= 83.6kg/kmol 氣相負(fù)荷 = V =68.88kg/kmol3.1.4求操作線方程精餾段操作線方程為 + = + = 0.675x + 0.296提餾段操作線方程為=- = + = 1.214 -0.0073.1.5捷算法求理論塔板數(shù) D=2.5791 F=2.4945 W=2.3084 m=2.4580 Nm=7.14=0.35 查吉利蘭圖得 =0.32 總理論板層數(shù) 逐板計(jì)算

13、：板層數(shù)氣相組成y液相組成x10.9500.88520.8930.77230.8170.64540.7310.52550.6500.4540.5進(jìn)料板位置 全塔效率 為塔頂及塔釜平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度；為塔頂及塔釜平均溫度下的相對(duì)平均黏度； 3.2 實(shí)際板層數(shù)的求取精餾段實(shí)際板層數(shù) N精 =5/0.53 10提餾段實(shí)際板層數(shù) N提 =6/0.53 12所以實(shí)際板層數(shù) =N精 +N提=10+12=22塊4.精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算4.1 操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力 = 101.325kPa每層塔板壓降 kPa4.1.1進(jìn)料板壓力 = 101.325 + 0.711 = 109.025k

14、Pa精餾段平均壓力 =(101.325+109.025)/2 = 105.175kPa4.1.2塔底壓力 = + 0.716 = 109.025 + 0.715 = 119.525kPa提餾段平均壓力 =(109.025+119.525)/2 = 114.275kPa所以塔內(nèi)平均壓力為： =(105.175+114.275)/2 = 109.725kPa4.2操作溫度計(jì)算4.2.1計(jì)算方法的確定根據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過相對(duì)揮發(fā)度法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸汽壓由安托尼方程計(jì)算（迭代）。苯： =甲苯： =塔頂溫度 = 81.1進(jìn)料板溫度 = 94.6塔底溫度 = 115.1 精餾段

15、平均溫度 =( + )/2 = (81.1+94.6)/2 = 87.85提餾段平均溫度 = ( + )/2 = (94.6+115.1)/2 = 104.85塔的整體平均溫度為： = ( + )/2 = (87.85 + 104.85)/2 = 96.354.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算4.3.1塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由，查平衡曲線得 =0.885塔頂氣相平均摩爾質(zhì)量為 = 0.9578.11 + (1-0.95)92.13 = 78.81kg/kmol塔頂液相平均摩爾質(zhì)量為 = 0.88578.11 + (1-0.885)92.13 = 79.72kg/kmol4.3.2進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由圖解理

16、論板得 = 0.721查平衡曲線得 = 0.502進(jìn)料板氣相平均摩爾質(zhì)量為 = 0.690978.11 + (1-0.6909)92.13 = 82.44kg/kmol 進(jìn)料板液相平均摩爾質(zhì)量為 = 0.476378.11 + (1-0.4763)92.13 = 85.45kg/kmol4.3.3精餾段平均摩爾質(zhì)量 氣相平均摩爾質(zhì)量為 = （78.81 + 82.44）/2 = 80.63kg/kmol 液相平均摩爾質(zhì)量為 = （79.72 + 85.45）/2 = 82.59kg/kmol4.3.4提餾段平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由x = = 0.03，查平衡曲線得 = 0.078 塔底氣相平均摩爾

17、質(zhì)量為 = 0.07878.11 + (1-0.078)92.13 = 91.04kg/kmol 塔底液相平均摩爾質(zhì)量為 = 0.0378.11 + (1-0.03)92.13 = 91.71kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量 氣相平均摩爾質(zhì)量為 = （82.44 + 91.04）/2 = 85.98kg/kmol 液相平均摩爾質(zhì)量為 = （82.59 + 91.71）/2 =87.15 kg/kmol4.4 平均密度計(jì)算4.4.1氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即 精餾段： = = = 2.83kg/m3 提鎦段： = = = 3.13kg/m3 4.4.2液相平均密度計(jì)算 液相平均

18、密度依下式計(jì)算，即 = 塔頂液相平均密度的計(jì)算 由，附錄查得 A =814.0kg/m3 B =810.0kg/m3 = 進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算 由 = 94.6，附錄查得 A =799kg/m3 B =797kg/m3 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率 = = 精餾段液相平均密度為 = (813.8+ 797.8)/2 =805.8 kg/m3塔底液相平均密度的計(jì)算由 = 115.1，附錄查得 A =774.0kg/m3 B =779.0kg/m3 塔底液相的質(zhì)量分率 = = 0.026 = = 778.9kg/m3提餾段液相平均密度為 = (797.9 + 778.9)/2 = 788.4kg/m3

19、4.5液體平均表面張力計(jì)算液體平均表面張力依下式計(jì)算，即 = 4.5.1塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由= 81.1，附錄查得= 21.10mN/m = 21.50mN/m =0.9521.10 + 0.0521.50 = 21.12mN/m4.5.2進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由= 94.6，附錄查得 = 19.48mN/m = 20.04 mN/m = 0.65019.48 + 0.45420.04 = 21.76mN/m 精餾段液相平均表面張力為 = (21.12 + 21.76)/2 = 21.44mN/m4.5.3塔底液相平均表面張力的計(jì)算 由 = 115.1，附錄查得 = 17.04m

20、N/m = 17.84mN/m = 0.0317.04 + 0.9717.84 = 17.82mN/m 提餾段液相平均表面張力為 = (19.77+17.82)/2 = 18.79mN/m4.6.1塔頂液相平均粘度的計(jì)算液相平均粘度以下式計(jì)算： 由= 81.1，附錄查得 = 0.315mPas = 0.325mPas = 0.95(0.315) + 0.05(0.325) 解出 = 0.315mPas4.6.2進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算 由= 94.6，由化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)查得 = 0.262mPas = 0.274mPas = 0.650(0.262) + 0.454(0.274) 解出 =

21、 0.233mPas 精餾段液相平均粘度為 = (0.315 + 0.233)/2 = 0.274mPas4.6.3提鎦段液相平均粘度的計(jì)算由= 115.1，附錄查得 = 0.224mPas = 0.248mPas = 0.03(0.224) +0.97(0.248) 解出 = 0.247 提餾段液相平均粘度為 = (0.233 + 0.247)/2 = 0.240mPas5精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算5.1精、提餾段塔徑的計(jì)算5.1.1精餾段的氣、液相體積流速分別為= = = = 5.1.2提餾段的氣、液相體積流速分別為 = = = = 所以精餾塔平均氣、液相體積流速分別為 = ( +)/2 =

22、 (0.545 + 0.526)/2 = 0.5355m3/s = ( +)/2 = (0.00196 + 0.00257)/2 = 0.00226m3/s5.2空塔氣速的計(jì)算空塔氣速是指在沒有塔板和液體的空塔中的流動(dòng)速度，可定性反映氣流在穿越塔板及液層時(shí)的速度。在流量一定的條件下，空塔氣速越大，則氣流穿越塔板的速度越快，塔徑越小，氣液兩相的接觸時(shí)間越短，板效率越低，所需的塔板數(shù)越多，同時(shí)易發(fā)生過量液沫夾帶等不正常操作現(xiàn)象；反之亦然。因此，操作空塔氣速必須合理確定。由 max = CC蒸氣負(fù)荷因子，m/s L液相密度，kg/m3V氣相密度，kg/m3式中C由式1 計(jì)算，其中的C20由史密斯關(guān)聯(lián)

23、圖查取，圖1 史密斯關(guān)聯(lián)圖圖中 HT塔板間距，m； hL板上液層高度，m；V ,L分別為塔內(nèi)氣、液兩相體積流量，m3/s； V，L 分別為塔內(nèi)氣、液相的密度，kg/m3 圖的橫坐標(biāo)為精餾段 1/2 = 1/2 = 0.0607提餾段 1/2 = = 0.0775取板間距，則 5.2.1精餾段塔徑的確定查史密斯關(guān)聯(lián)圖得 精餾段C20 = 0.069 C = C20 = 0.069= 0.0700 m/s 式 1 = 取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 = 0.7=0.71.211 = 0.8134m/s所以精餾段塔徑為 D = = 5.2.2提餾段塔徑的確定查史密斯關(guān)聯(lián)圖得 提餾段C20 = 0.

24、078 C = C20 = 0.078= 0.071 = 0.071 取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 = 0.7=0.71.125 = 0.787m/s所以提餾段塔徑為 D = = 5.3精餾塔塔徑的確定 由于精餾段塔徑與提餾段塔徑相差在200mm之內(nèi)，所以按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后塔徑為 D = 1.1m5.4實(shí)際空塔氣速的計(jì)算塔截面積為 = D2 = 1.12 =0.950實(shí)際空塔氣速為 = 5.5精餾塔有效高度的計(jì)算5.5.1精餾段有效高度為5.5.2提餾段有效高度為在進(jìn)料板上方開一入孔，其高度為0.8 m故精餾塔的有效高度為 Z = Z精 Z提 0.8 = 8.8m6.塔板主要工藝尺寸的計(jì)算6

25、.1溢流裝置計(jì)算為提高傳熱和傳質(zhì)的效果，降低液面落差，減少傾向性漏液的可能性，液體在塔板上常采用不同的溢流方式。主要有單溢流，雙溢流，階梯雙溢流，U型流等幾種形式。確切的選擇方式見下表：表61塔徑/mm液體流量/(m3h-1)U型流單溢流雙溢流階梯雙溢流100074514009702000119090160300011110110200200300400011110110230230350500011110110250250400600011110110250250450因塔徑 D = 1.1m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受溢盤。各項(xiàng)設(shè)計(jì)如下：6.1.1堰長(zhǎng) 是維持板上液位，保證兩相接觸

26、時(shí)間的裝置，一般有平堰與齒形堰兩種，多采用平堰。 = 0.68D =0.681.1 = 0.748 m6.1.2溢流堰高度 由 = 選用平直堰，堰上液層高度由下式計(jì)算，即 近似取E = 1，則精餾段 = 12/3 = 0.0127m 提留段 = 12/3 = 0.0152m取板上清液層高度 精餾段 = 0.06 0.0127 =0.0473 m提留段 = 0.06 0.0152 =0.0448 m6.1.3弓形降液管寬度 和截面積 故 = 以下式驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即 精餾段= = 5 s提留段= = 5 s故降液管設(shè)計(jì)合理。6.1.4降液管底隙高度 = 取 精餾段= 提餾段= 精餾段

27、= 0.0473 0.022 =0.0253m0.013 m 提餾段= 0.0448 0.029 =0.0158m0.013 m 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。 選用凹形受溢盤，深度= 50 mm6.2 塔板布置6.2.1塔板的分塊 因 800 mmD1200 mm，故塔板采用分塊式。查表6-2得，塔板分為3 塊。分塊式塔板即降液區(qū)以外的部分是由若干塊鋼板組裝而成，裝在焊與塔體內(nèi)壁的塔板支撐件上，塔身為焊制整體圓筒，不分塔節(jié)。表62塔徑/mm8001200140016001800200022002400塔板分塊數(shù)34566.2.2邊緣區(qū)寬度確定 取= = 0.085 m， e = 0.050 m。

28、6.2.3開孔區(qū)面積計(jì)算 開孔區(qū)面積按下式計(jì)算，即 故6.2.4篩孔計(jì)算及其排列 苯甲苯物系無腐蝕性，可選用 碳鋼板，取篩孔 篩孔按正三角形排列，取孔中心距 t 為 篩孔數(shù)目 n為 = 開孔率為 體通過閥孔的氣速為 精餾段 = = 提餾段 = = 7.篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算7.1塔板壓降7.1.1干板阻力 計(jì)算 干板阻力由下式計(jì)算，即 = 由 ,查圖2得，=0.768 故 精餾段 液柱提餾段 液柱7.1.2氣體通過液層的阻力hl 計(jì)算 氣體通過液層的阻力hl 由下式計(jì)算，即 精餾段 = = 提餾段 = = 精餾段 提餾段 查手冊(cè)，得。 精餾 =液柱 提餾 =液柱7.1.3液體表面張力的阻力計(jì)算 液

29、體表面張力所產(chǎn)生的阻力按下式計(jì)算，即 精餾段 = = 液柱 提餾段 = = 液柱 氣體通過每層塔板的液柱高度 hp 可按下式計(jì)算，即精餾段 液柱提餾段 液柱 氣體通過每層塔板的壓降為精餾段 (設(shè)計(jì)允許值)提餾段 (設(shè)計(jì)允許值)7.2液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本里的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。7.3液沫夾帶液沫夾帶量由下式計(jì)算，即 精餾段 提餾段 故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量V在允許范圍內(nèi)。7.4漏液對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速u0.min 可由下式計(jì)算，即精餾段提餾段實(shí)際孔速 u0 = 11.47m/s u0.min穩(wěn)定系數(shù)為 故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。7.5液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，

30、降液管內(nèi)液層高 應(yīng)服從下述關(guān)系，即 苯甲苯物系屬一般物系，取= 0.5，則 精餾段 0.5(0.40 0.0473)0.224 m提餾段 0.5(0.40 0.0448)0.222 m而 板上不設(shè)進(jìn)口堰， 可由下式計(jì)算，即 液柱精餾段 液柱提餾段 液柱 故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。8塔板負(fù)荷性能圖為保證設(shè)計(jì)出的篩板塔具有可操作性，這就要求要有一定的可調(diào)節(jié)范圍。即在保證不發(fā)生異?，F(xiàn)象的前提下，要允許流量在一定的范圍內(nèi)波動(dòng)。將允許的最高氣量與最低氣量的比值稱操作彈性。顯然，操作彈性越大，則塔的可調(diào)節(jié)范圍越寬，可操作性越強(qiáng)。工程上規(guī)定，一設(shè)計(jì)合理的篩板塔，其操作彈性應(yīng)介于34之間。8.1漏液線 在

31、操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)LS值，依上式計(jì)算出VS值，計(jì)算結(jié)果列于表91 。表91 0.00060.4780.00150.4990.00300.5260.00450.547 由此表數(shù)據(jù)即可作出精餾段漏液線1。 0.00060.5570.00150.5730.00300.5940.00450.610 由此表數(shù)據(jù)即可作出提餾段漏液線1。 8.2液沫夾帶線當(dāng)氣相負(fù)荷超過此線時(shí)，液沫夾帶量過大，使塔板效率大為降低。對(duì)于精餾，一般控制eV0.1kg液/kg氣。以ev=0.1kg液/kg為限,求Vs-Ls關(guān)系如下: 由 = 整理得 整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表。0.0006

32、1.5130.00151.4540.00301.3770.00451.313 由此表數(shù)據(jù)即可作出精餾段液沫夾帶線2。0.00061.4840.00151.4270.00301.3540.00451.292 由此表數(shù)據(jù)即可作出提餾段液沫夾帶線2。8.3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(duì)于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由下式得 取E=1，則 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。8.4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(shí)間過短，進(jìn)入降液管的氣泡來不及與液相分離而被

33、帶入下層塔板，造成氣相返混，降低塔板效率。以作為液體在漿液管中停留時(shí)間的下限，由下式得 = 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4 8.5液泛線若操作的氣液負(fù)荷超過此線時(shí)，塔內(nèi)將發(fā)生液泛現(xiàn)象，使塔不能正常操作。液泛可分為降液管液泛和液沫夾帶液泛兩種情況，在篩板塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算中通常對(duì)液沫管液泛進(jìn)行驗(yàn)算。為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板，降液管內(nèi)須維持一定的液層高度Hd令：聯(lián)立得 式中 將有關(guān)數(shù)據(jù)帶入，得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表：0.00062.4370.00152.2760.00302.0250.00451.758 由此表數(shù)據(jù)即可作精餾段出

34、液泛線50.00062.2080.00152.0720.00301.8740.00451.680 由此表數(shù)據(jù)即可作提餾段出液泛線58.6 操作線8.6.1由 精餾段 故精餾段操作線.為 提餾段 故精餾段操作線為 8.6.2根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖精餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖精餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板上限為液沫夾帶，下限為漏液控制。由圖查得 故精餾段操作彈性為 故提餾段操作彈性為 9. 主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算及選型.9.1冷凝器的熱負(fù)荷蒸發(fā)潛化熱的計(jì)算：蒸發(fā)潛化熱與溫度的關(guān)系：式中蒸發(fā)潛熱 對(duì)比溫度表9.1 沸點(diǎn)下蒸發(fā)潛熱列表物質(zhì)沸點(diǎn)/蒸發(fā)潛熱苯80.1393.9562.10甲苯110.63363591.72由上表使用內(nèi)插法，計(jì)算出由上知,故由Pitzer偏心因子法式中偏心因子 對(duì)比溫度式中塔頂上升蒸汽的焓塔頂溜出液的焓又式中塔頂液體質(zhì)量分?jǐn)?shù)R=1.149.2冷卻水消耗量式中冷卻水消耗量，kg/s冷卻介質(zhì)在平均溫度下的比熱容，kJ/(kg)冷卻戒指在冷凝器進(jìn)出口的溫度，故此溫度下冷卻水的比熱容，所以：9.3冷卻器選取管殼式冷凝器，冷凝水循環(huán)與氣體方向相反，