化工原理課程設(shè)計(jì)(DOC)

1、化工原理課程設(shè)計(jì)題 目姓 名：班 級(jí)：學(xué) 號(hào)：指導(dǎo)老師：設(shè)計(jì)時(shí)間：序言化工原理課程設(shè)計(jì)是綜合運(yùn)用化工原理課程和有關(guān)先修課程（物理 化學(xué)，化工制圖等）所學(xué)知識(shí)，完成一個(gè)單元設(shè)備設(shè)計(jì)為主的一次性實(shí)踐 教學(xué)，是理論聯(lián)系實(shí)際的橋梁，在整個(gè)教學(xué)中起著培養(yǎng)學(xué)生能力的重要作用。 通過課程設(shè)計(jì)，要求更加熟悉工程設(shè)計(jì)的基本內(nèi)容，掌握化工單元操作設(shè)計(jì)的 主要程序及方法，鍛煉和提高學(xué)生綜合運(yùn)用理論知識(shí)和技能的能力，問題分析 能力，思考問題能力，計(jì)算能力等。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作， 在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量劑驅(qū)動(dòng)下（有 時(shí)加質(zhì)量劑），使氣液兩

2、相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的 揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn) 移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以 是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法 進(jìn)行分離。本設(shè)計(jì)的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)，即需設(shè)計(jì)一個(gè)精 餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設(shè)計(jì)一板 式塔將其分離。目錄 TOC o 1-5 h z 一、 化工原理課程設(shè)計(jì)任書3 HYPERLINK l bookmark2 o Current Document 二、 設(shè)計(jì)計(jì)算3設(shè)計(jì)方案的確定3精餾塔的物

3、料衡算3塔板數(shù)的確定4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算8精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 106塔板主要工藝尺寸的計(jì)算11篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算13塔板負(fù)荷性能圖15 HYPERLINK l bookmark377 o Current Document 接管尺寸確定30二、個(gè)人總結(jié)32三、參考書目33（一）化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書設(shè)計(jì)題目： 設(shè)計(jì)分離苯甲苯連續(xù)精餾篩板塔二、設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件1、設(shè)計(jì)任務(wù)：物料處理量： 7萬(wàn)噸年進(jìn)料組成 ： 37 苯，苯-甲苯常溫混合溶液 （質(zhì)量分率，下同） 分離要求：塔頂產(chǎn)品組成苯95%塔底產(chǎn)品組成苯W6%2、操作條件平均操作壓力 ： 101.3

4、kPa平均操作溫度：94C回流比： 自 選單板壓降： =0.9 kPa工時(shí)： 年開工時(shí)數(shù)7200小時(shí) 化工原理課程設(shè)計(jì)三、設(shè)計(jì)方法和步驟：1、設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)書所提供的條件和要求，通過對(duì)現(xiàn)有資料的分析對(duì)比，選 定適宜的流程方案和設(shè)備類型，初步確定工藝流程。對(duì)選定的工藝流程，主要設(shè) 備的形式進(jìn)行簡(jiǎn)要的論述。2、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)計(jì)算（1）收集基礎(chǔ)數(shù)據(jù)（2）工藝流程的選擇（3）做全塔的物料衡算（4）確定操作條件（5）確定回流比（6）理論板數(shù)與實(shí)際板數(shù)（7）確定冷凝器與再沸器的熱負(fù)荷（8）初估冷凝器與再沸器的傳熱面積（9）塔徑計(jì)算及板間距確定（10）堰及降液管的設(shè)計(jì)（11）塔板布置及篩板塔

5、的主要結(jié)構(gòu)參數(shù)（12）塔的水力學(xué)計(jì)算（13）塔板的負(fù)荷性能圖（14）塔盤結(jié)構(gòu)（15）塔高（16）精餾塔接管尺寸計(jì)算3、典型輔助設(shè)備選型與計(jì)算（略） 包括典型輔助設(shè)備（換熱器及流體輸送機(jī)械）的主要工藝尺寸計(jì)算和設(shè)備型 號(hào)規(guī)格的選定。4、設(shè)計(jì)結(jié)果匯總5、工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖6、設(shè)計(jì)評(píng)述四、參考資料化工原理課程設(shè)計(jì)天津大學(xué)化工原理教研室，柴誠(chéng)敬 劉國(guó)維 李阿娜 編； 化工原理（第三版）化學(xué)工業(yè)出版社，譚天恩 竇梅 周明華 等編； 化工容器及設(shè)備簡(jiǎn)明設(shè)計(jì)手冊(cè)化學(xué)工業(yè)出版社，賀匡國(guó)編； 化學(xué)工程手冊(cè)上卷 化學(xué)工業(yè)出版社，化工部第六設(shè)計(jì)院編； 常用化工單元設(shè)備的設(shè)計(jì) 華東理工出版社。二、設(shè)計(jì)計(jì)算1

6、.設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。由于對(duì)物料沒有特殊的要求，可以在常 壓下操作。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)后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷 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，故操作回流比取最小回流比的 2倍。塔 底設(shè)置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。其中由于蒸餾過 程的原理是多次進(jìn)行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量 很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設(shè)計(jì)中設(shè)計(jì)

7、把其熱 量作為低溫?zé)嵩串a(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預(yù)熱器的熱源之一，充分利用了能量。塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔，孔徑一般為38mm,篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備， 它的主要優(yōu)點(diǎn)有：結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60%，為浮閥塔的 80左右。處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015%。塔板效率咼，比泡罩塔咼15%左右。壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30%左右。篩板塔的缺點(diǎn)是：(1 ) 塔板安裝的水平度要求較咼，否則氣液接觸不勻。(2 ) 操作彈性較小(約 23)。(3 ) 小孔篩板容易堵塞。下圖是板式塔的簡(jiǎn)略圖Vn-1得凝器Vn

8、T塔頂產(chǎn)品或冷凝為謂出液進(jìn)料冷凝水T J Ln降液管旨回潦罐T Vn-1得凝器VnT塔頂產(chǎn)品或冷凝為謂出液進(jìn)料冷凝水T J Ln降液管旨回潦罐T 7771 /szY Sr加蝕水蒸汽1/ m-1再沸器j 7T冷凝水L in板式精謂塔項(xiàng)目分子式沸點(diǎn)（C）臨界壓強(qiáng)P分子量M臨界溫度tC （ C）C(kPa)苯ACH6 678. 1180.1288.56833.4甲苯BCHCH6 5392.13110.6318.574107.7表2苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度o C80.1859095100105110.6P 0 ,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2A240.0P 0,

9、kPaB40.046.054.063.374.386.0表3常溫下苯一甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)（2：P8例11附表2）溫度o C80.1859095100105110.6液相中苯的摩爾分率1.0000.7800.5810.4120.2580.1300汽相中苯的摩爾分率1.0000.9000.7770.6300.4560.2620表4純組分的表面張力（1： P378附錄圖7）溫度8090100110120苯，mN/m21.220 18.817.516.2表1苯和甲苯的物理性質(zhì)甲苯，Mn/m21.720.619.518.417.3表5組分的液相密度（1： P382 附錄圖 8)2溫度(C)80901001

10、10120苯,Kg/m3814805791778763甲苯,Kg/ m 3809801791780768表6液體粘度AL(1：P）365溫度(C)8090100110120苯（mP .s）a0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP .s）a0.3110.2860.2640.2540.228表7常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t C液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425

11、.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02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)量蛆亶二祗遙曲2甲苯的摩爾質(zhì)量扯豊二北13咤比皿I0.37/78.11J

12、_ 0.37/78.11 + 0.63/92.13 ，490.97/78.110.95 78.11 + 0.05 92.13二 0.9570.06 78.110.06 78.11 + 0.94 92.13二 0.007(2)原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量M 二 0.409 x 78.11 + 0.591 x 92.13 二 86.39 kgikmolFM = 0.957 x 78.11 + 0.043 x 92.13 二 78.71 kgikmolDM = 0.070 x78.11 + 0.930 x92.13 二 91.96kgikmolW(3)物料衡算原料處理量F=700000008

13、6.39*7200=121.54 kmolih總物料衡算121.54二D+W 苯物料衡算 121.54X0.409 = 0.957D+0.070 W 聯(lián)立解得 D = 42.99 kmol / hW=69.55 kmol / h式中F原料液流量D塔頂產(chǎn)品量W塔底產(chǎn)品量3塔板數(shù)的確定理論板層數(shù)NT的求取y圖，見下圖苯一甲苯屬理想物系，可采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y圖，見下圖Created with a trial version of .Advanced Graph已-http:alentum.corn.Aagrapher.-1求最小回流比及操作回流比。

14、采用作圖法求最小回流比。在上圖中對(duì)角線上，自點(diǎn)e (0.409,0.409)作垂線 ef即為進(jìn)料線(q線)，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為y =0.567 y =0.567 , qx =0.346 q故最小回流比為Rmin - y 0.957 - 0.5674 “故最小回流比為Rmin-D- = 1.46-x 0.567 - 0.346q二 2.92取操作回流比為R二2 二 2.92min求精餾塔的氣、液相負(fù)荷L 二 R x D 二 2.92x 42.99 二 125.53 kmolihV = (R + 1)D 二 3.92x 42.99 二 168.52kmolfhV二(R + 1)D - (1-

15、q)F 二(2.92 +1)x 42.99 二 168.52kmol / h (泡點(diǎn)進(jìn)料:q=1)L = RD + qF 二 2.92 x 42.99 + 1x 121.53 二 238.06kmol / h求操作線方程 精餾段操作線方程為Rxy = 一x + = 0.749x + 0.2442 n+1 R +1 n R +1n提餾段操作線方程為y = x -Wx = 1.412x -0.092 m +1 V m V w m2）逐板法求理論板又根據(jù)R二min a 1又根據(jù)R二min a 1可解得D d-xFa =2.475相平衡方程 a =2.475相平衡方程 2.475xy =1 + (a

16、1)x 1 +1.475xy = y = x = 0.9571D=0.901y + a(1 y ) y + 2.475(1 y )1 1 1 1Rxy Rxy 二 x + dR +1 1 R +1二 0.745x + 0.2442 二 0.91512二 0.813y +2.475(1- y )22y3二 y3二 0.745x + 0.2442 二 0.8502x =3= 0.6963 y +2.475(1- y )33y4二 y4二 0.745x + 0.2442 二 0.7633x =4= 0.5654 y +2.475(1 y )44y5二 y5二 0.745x + 0.2442 二 0.

17、6654x =5= 0.4205 y +2475(1- y )55y6二 0.745y6二 0.745x + 0.2442 二 0.5575x =6= 0.3376 y +2.475(1 y )66:二 0.3376y二 1.412x - 0.029 二 0.44721x:二 0.3376y二 1.412x - 0.029 二 0.44721x2y=y +2.471- y) = 0.24622y = 1.412x - 0.029 二 0.31832x3y=y，+2.47臺(tái)(1- y，)=?；?3y二 1.4334x - 0.033 二 0.19543x4y=y +2.47(1- y) = 0.

18、08944y 二 1.412x - 0.029 二 0.09754x，=5= 0.042x所以提留段理論板n=45y，+2.475(1- y，)w55全塔效率的計(jì)算(查表得各組分黏度卩=0.269,卩=0.277)12卩二 x 卩 + (1-x )卩二 0.409 X 0.269 + (1-0.409) x 0.277 二 0.274m F 1 F 2E 二 0.17 - 0.616lg 卩二 0.17 - 0.616lg0.274 沁 52%Tm捷算法求理論板數(shù)x1 - xN二 1/lna ln( )(w) -1 二 9.898 -1 二 8.898min m 1 - x xDW由公式 Y

19、二 0.545827-0.591422X + 0.002743/ XX = R - Rmin = 2.92 -1.46 = 0.374R +13.92代入 Y=0.488N-N由min = 0.3165, N = 10N+2x1-xN 二 1/ln a ln( )( ) -1 二 4.925 沁 5 min,1 11 - x xDF=l41n(977-)(024) _i = 4.44 51 - 0.9740.24精餾段實(shí)際板層數(shù) = 5/0.52=9.610,提餾段實(shí)際板層數(shù)淒二4/0.52=7.698進(jìn)料板在第11塊板4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 =

20、 93.2 kPaD塔底操作壓力P =109.4 kPaw每層塔板壓降厶卩二。.：kPa進(jìn)料板壓力 P =93.2 + 0.9X 10=102.2kPaF精餾段平均壓力 P m = (93.2 + 102.2)/ 2 = 97.7 kPa提餾段平均壓力 P m = (109.4+102.2) /2 =105.8 kPa操作溫度計(jì)算依據(jù)操作壓力，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 氣壓由安托尼方程計(jì)算，計(jì)算過程略。計(jì)算結(jié)果如下：塔頂溫度t =82.7Cw進(jìn)料板溫度t =94.2CF塔底溫度t =105.1 Cw精餾段平均溫度t = ( 82.7 + 94.2) /2 = 8

21、8.5Cm提餾段平均溫度 t = (94.2+105.1) /2 =99.7Cm平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xD=yl=0.957，代入相平衡方程得xl=0.901M= 0.901 x 78.11 + (1 0.901)x 92.13 二 79.50 kg ikmolL, DmM = 0.957 x 78.11 + (1 0.957) x 92.13 二 78.71 kg /kmolV, Dm進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由上面理論板的算法，得y =0.622, x =0.399FFM = 0.632 x 78.11 + (1 0.368) x 92.13 = 83.27 kgikmolV

22、, F ,mM 二 0.409 x 78.11 + (1 0.409) x 92.13 二 90.08 kg/kmolL, Fm塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由xw=0.070,由相平衡方程，得yw=0.157M = 0.157 x 78.11 + (1 0.157) x 92.13 二 86.60 kg/kmolV ,WmM = 0.070 x 78.11 + (1 0.070) x 92.13 = 90.59 kgikmol L, wm精餾段平均摩爾質(zhì)量M =kg ；:kmol = 80.99 kg ；kmolV ,mM =.08 kg ;kmol = 84.79 kg ；kmolL ,m提餾段平

23、均摩爾質(zhì)量M= 86.06 83.23 kgfkmol = 84.92 kgkmolV ,mM =.39 kg ：kmol = 88.49kgkmolL ,m（4）平均密度計(jì)算氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，精餾段的平均氣相密度即v ,mPMmv ,mPMmvmRT97.7 x 80.978.314 x (273.15 + 88.45)=2.63 kg m3提餾段的平均氣相密度提餾段的平均氣相密度v ,mPMm v ,mv ,mPMm v ,mRT105.8 x 84.928.314 x (273.15 + 99.65)=2.90 kg. m3液相平均密度計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算，

24、即塔頂液相平均密度的計(jì)算由tD = 82.7C，查手冊(cè)得P 二 812.7 kgJm3P 二 812.7 kgJm3, p 二 806.7 kg/m3AB塔頂液相的質(zhì)量分率0.957 x 78.11a =a 0.957 x 78.11 + 92.13 x 0.0431 p 二0.885J812.7 + 0.115 807.6, p 二 813.01 kg/kmol1 L, DmL, Dm進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由tF = 94.2C，查手冊(cè)得p = 799.1 kg m3, p = 796.0 kg. m3AB進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率 HYPERLINK l bookmark18 o Curren

25、t Document 0.409 x 78.11037a = 0.37a 0.409 x 78.11 + 92.13 x 0.5911 p = 0.37 799.1 + 0.63/769.0, p= 781.25 kg；kmolL, FmL, Fm塔底液相平均密度的計(jì)算由tw=105.1C，查手冊(cè)得p = 786.13 kgm3, p = 785.2 kg m3AB塔底液相的質(zhì)量分率0.07 x 78.11a =a 0.07 x 78.11 塔底液相的質(zhì)量分率0.07 x 78.11a =a 0.07 x 78.11 + 92.13 x 0.931 p二0.06 / 786.13 + 0.94

26、 / 785.2, p二 783.4 kg/kmolL, wmL, wm精餾段液相平均密度為pL ,m813.01 + 781.252=797.13 kgikmol提餾段液相平均密度為pL ,m781.25 + 785.542=783.4 kg ikmol液體平均表面張力計(jì)算 液相平均表面張力依下式計(jì)算，即J-1塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由tD = 82.7C，查手冊(cè)得 oA=20.94mN/m oB=21.39 mN/mo LDm=0.957X20.94+(l-0.957) X21.39=20.98 mN/m 進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由tF = 94.2C，查手冊(cè)得o A=19.36

27、m N/m o B=20.21 m N/mo LFm=0.409 X 19.36+0.591 X 20.21=19.86 mN/m 塔底液相平均表面張力的計(jì)算由tD=105.1C，查手冊(cè)得o A=19.10 mN/m o B=19.48 mN/mo Lwm=0.07X19.10+(10.07) X 19.48=19.45mN/m 精餾段液相平均表面張力為oLm= (20.98+19.86) /2=20.42 mN/m 提餾段液相平均表面張力為oLm二(19.86+19.48) /2=19.85 mN/m液體平均粘度計(jì)算 液相平均粘度依下式計(jì)算，即 lg P Lm=工 xilg 卩 i 塔頂液相

28、平均粘度的計(jì)算 由tD = 82.7C，查手冊(cè)得P A=0.300 mPa s P B=0.304 mPa slg P LDm=0.957 Xlg(0.300)+ (1-0.95) Xlg(0.304) 解出 P LDm=0.300 mPa s 進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算由tF = 94.2C，查手冊(cè)得UA=0.269 mPa s UB=0.277 mPa slg ULFm=0.409Xlg(0.269)+ (l-0.409)Xlg(0.277) 解出 U LFm=0.274 mPa s塔底液相平均粘度的計(jì)算由tw=105.1C，查手冊(cè)得UA=O.244 mPa s UB=0.213 mPa s

29、 lgULwm=0.07Xlg(0.244)+ (1-0.07) Xlg(0.213) 解出 ULwm=0.215 mPa s精餾段液相平均粘度為ULm=(0.300+0.27)/2=0.287 mPa s 提餾段液相平均粘度為ULm=(0.300+0.215)/2=0.258 mPa s(7) 氣液負(fù)荷計(jì)算 精餾段：V =(R +1)D = (2.92 + 1)x 42.99 = 16852Kmol / h“V x “V x MV = Vm S 3600p vm168.52 x 80.973600 x 2.36=1.606m3 / sL 二 RD = 2.92 x 42.99 二 125.5

30、3Kmol / h125.53 x 834.793600 x 125.53 x 834.793600 x 797.13 0.0037m3 /sL 0.0037 x 3600 13.353m3 /h h提餾段：V V + (q - 1)F 168.52Kmol / hLMLs Lm3600 pLmV xM168.92x84.92V葉1.37m3 / ss 3600 p3600 x 2.90vmL L + qF 125.32 + 1x 112.53 238.06Kmol / hLMLs LMLs Lm3600 pLm238.06 x 88.493600 x 783.4 0.0075m3 /sL 0

31、.0075 x3600 27.00m3 /h h5精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算塔徑的計(jì)算塔板間距ht的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性, 以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。表7 板間距與塔徑關(guān)系塔徑 D , mT板間距 H ，mm200300250350300450T對(duì)精餾段：初選板間距H = 0.40m，取板上液層高度h = 0.06m ,1.62.43506002.44.04001.62.43506002.44.0400600故 H 一 h = 0.40 一 0.06 = 0.34m ；TL13 1Lm人P丿

32、vm 0.0037X1.606(797.13 I 2.36 丿=0.0423查教材P131圖得C2o=0-071；依式C _ C20校正物系表面張力為20.42mN / m時(shí)C _ Co120 J 20 丿_ 0.072 xf 沁 1_ 0.0713p _ CmaxPl- Pv _ 0.0713 x ：804.09 - 2.63 _ 1.239m / s校正物系表面張力為20.42mN / m時(shí)C _ Co120 J 20 丿_ 0.072 xf 沁 1_ 0.0713p _ CmaxPl- Pv _ 0.0713 x ：804.09 - 2.63 _ 1.239m / sV2.63可取安全系

33、數(shù)為0.8，則（安全系數(shù)0.60.8）， p_0.8pmax_0.8X1.239 _ 0.991m / s故D _4V 兀p4 X1.606_ 1.44m3.142 x 0.991按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為1.6m,則空塔氣速0.820m/s。對(duì)提餾段：初選板間距Ht _ 040m，取板上液層高度hL _ .06m ,一 h _ 0.40 一 0.06 _ 0.34m ；LL 1fP、LmP丿vm_ 0.0075_ 1.37(783.41X I 2.90 丿12 _ 0.0900.2查2：P165圖 38 得 C20=0.106；依式 C _ C20120 丿校正物系表面張力為19.58mN / m時(shí)

34、C _ Co 1 0.220120 丿_ 0.106 X(19.581_ 0.103p_ Cmaxl_ 0.103 x PV783.4 - 2.901 “ /_ 1.69m / s2.90可取安全系數(shù)為0.8，則（安全系數(shù)0.60.8）,卩_ 0.8卩_ 0.8 X1.69 _ 1.35m / smax故D _4VC1 兀p般蠱_1.02m按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為1.2m,則空塔氣速0.820m/s。/ L E h1丿/ L E h1丿可得hOW_ 2.84_ 00/ L E h11丿W3 _ 竺x1.042x13-3531000I 1.056 丿23 = 0.017m將精餾段和提溜段相比較可以知道

35、二者的塔徑不一致，根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定，對(duì)于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設(shè)計(jì)塔的時(shí)候塔徑取1.6m6 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算（1）溢流裝置計(jì)算因塔徑D=1.6m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對(duì)精餾段各項(xiàng)計(jì)算如下：a）溢流堰長(zhǎng)1 :單溢流去1訴（0.60.8） D,取堰長(zhǎng)1為0.66D=0.66X1.6=1.056m wWw3出 口堰高 hW : hW 二 hL 一 hOW由 1 / D _ 0.66 , L /1 2.5 _ 3600 x0.0037 _ 13.353mh W1.0562.5查2：P 圖 311，知 E=1.042,依式 h _ 查2：169 ow 1000

36、故 h = 0.06 一 0.017 = 0.043mC）降液管的寬度Wd與降液管的面積f由 1 / D 二 0.66 杳（2： P 圖 313 ）得卬 / D 二 0.124 , A / A 二 0.0722w170df TW 二 0.124D 二 0.124 x 1.6 二 0.198md兀3 14A = 0.0722 x D 2 = 0.0722 xx1.62 = 0.1452m 2f44利用（:P170式310）計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積,A H0.1452x 0.40f T _00而_ 15.70s （大于5s，符合要求）Lsd）降液管底隙高度h :取液體通過降液管底

37、隙的流速卩_ 0.08m / s （0.07-0.25）oo依（：P171 式 311）： ho_ 1.0J 0；9 _ 0.035m 符合（h0 _ hw 0.006）woe）受液盤采用平行形受液盤，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為60mm同理可以算出提溜段a）溢流堰長(zhǎng)l :單溢流去l = （0.6采用平行形受液盤，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為60mm同理可以算出提溜段a）溢流堰長(zhǎng)l :單溢流去l = （0.60.8） D,取堰長(zhǎng)l為0.66D=0.8X1.6=1.056m w W w出 口堰高 hw : hw 二 hL - how由 l / D = 0.8 L /1 2.5 = 23.34mWhW查2：P 圖 3

38、11，知 E=1.02，依式 h = 2.84169 ow/ L E h 1000 Il 丿 w可得hOW=2.84=1000/ L E h11W23=0.026m故 h = 0.06 一 0.026 = 0.034mwc）降液管的寬度Wd與降液管的面積f由 l / D = 0.8 查（2： wP 圖 313 ）得 W / D = 0.124，A / A = 0.0722170dfT故 W = 0.124 D = 0.20 m， d兀A = 0.0722 x D 2 = 0.145m 2 f4利用（2： P 式310）計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積,170AH即t = L T =

39、11.6s （大于5s,符合要求）Lsd）降液管底隙高度h :取液體通過降液管底隙的流速卩=0.08m / s （0.07-0.25）oo依（2： P 式 311）: h =s = 0.032m 符合（h = h - 0.006 ）171o l X 卩0 wwo（2）塔板布置精餾段塔板的分塊因D800mm，故塔板采用分塊式。查表3-7得，塔極分為4塊。對(duì)精餾段:a）取邊緣區(qū)寬度W=0.05m（3050mm）,安定區(qū)寬度W = 0.075m，（當(dāng)D1.5m時(shí)，W=60css兀 R 2. xsm-1s計(jì)算開空區(qū)面積180 R75mm b）依（2： P 式 318）: A = 2 兀 R 2. xs

40、m-1s計(jì)算開空區(qū)面積180 R173aR =彳 一 Wc =歲 一 .。5 =曲x = D （W + W ）=16 （0.185 + 0.075）= 0.542 d s 2A = 2 0.540.752 0.542a+ x 0.752 sin-1 0541800.75=1.467 m 2c）篩孔數(shù)“與開孔率P :取篩空的孔徑d0為5mm，正三角形排列，一般碳的板厚為3mm,=3.0,故孔中心距t = 3.0 x 5 = 15.0mm孑L 數(shù) n = 1158 x 10 x At 2a=1158 x 103 x 1.467 = 7551個(gè) ，15.02則0= 0% =% = 10.08% （在

41、 515 范圍內(nèi)）Aa（ td）20則每層板上的開孔面積A為A = - A = 0.1008x 1.467 = 0.14800aV 1.606氣體通過篩孔的氣速為卩=- = 10.85m / so A 0.1480提餾段：a）取邊緣區(qū)寬度W=0.05m（3050mm）,安定區(qū)寬度W = 0.075m ,（當(dāng)D1.5m時(shí)，W=60css75mm0依（：P173式3：AaC 匚兀R 2 . X=2 xjR2 x2 - sin -13計(jì)算開空區(qū)面積180 Rx = D-（W + W ）= 0.5252 d sA = 1.113m2 ac）篩孔數(shù)n與開孔率p :取篩空的孔徑d為5mm,正三角形排列，一

42、般碳的板厚為3mm, 0取 t /d = 3.0 ,0故孑L中心距t = 3.0 x 5 = 15.0mm篩孔數(shù)1158x103n =x Aat2= 5729 個(gè) ，A 0.907在 515 范圍內(nèi)) 二 f% 二% 二 10.08%在 515 范圍內(nèi))Aa( td)20則每層板上的開孔面積A0為A0Aa二01124V氣體通過篩孔的氣速為卩=-S = 12.189m / s07 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板的流體力學(xué)計(jì)算，目的在于驗(yàn)算預(yù)選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作，以便決 定對(duì)有關(guān)塔板參數(shù)進(jìn)行必要的調(diào)整，最后還要作出塔板負(fù)荷性能圖。(1) 氣體通過篩板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨扔?jì)算精餾段：a)干板壓降

43、相當(dāng)?shù)囊褐叨绕鸵涝?5/3 =，查干篩孔的流量系數(shù)圖得,C0.78 由式 h C0.78 由式 h = 0.051=0.051 xf I 0.78 丿1797.13 丿=0.033m氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨榷黑?a=氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨榷黑?a=茁=2.01 - 06145 = 0.86mSTfF = uaa眄=0.86 心263 = 1.395由 s 由 s 與 F 關(guān) 聯(lián) 圖 查 得 板 上 oa液 層 充 氣 系 數(shù) s =0.61 ， 依 式oh = s h = 0.61 x 0.06 = 0.037ml o L克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨冗?依式h

44、 =旦依式h =旦PLgd04 x 20.42 X10-3797.13 x 9.81X 0.005= 0.002mh = 0.034+0.037 + 0.002 = 0.073mp則單板壓強(qiáng)：AP = h p g = 0.073x797.13x9.81 = 571.5Pa 1.5 ，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過量nOW6.38漏液。(5) 液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度H (H + hdT w0.0037hd = 053 X (宀)2 = 0J53 X (品麗)2 = 0.001w0H d =0.073+0.037+0.001=0.11m取 = 0.5，貝ij(H + h )=

45、 0.5(040 + 0.0433)= 0.223mTw故H (H + h )在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。dT w根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的。 提溜段：a)干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮 :依/ = 5/3 = 1-67，查干篩孔的流量系數(shù)圖得,0.0515J C丿農(nóng)丿C078由式h =0.046mb)氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮F = u ：p = 1.252F = u ：p = 1.252aa卩 = s= 0.735m / s,a A - ATf由與F關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù) =0.65，依式h = h二0.039mo a o l o L克服液

46、體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨冗?4o故 h = 0.052mp依式 h = 0.002m故 h = 0.052mpb P gdL0則單板壓強(qiáng)：AP = h p g = 3996Pa 0.9kPaP p L液面落差 對(duì)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。液沫夾帶5.7 x10-5.7 x10-6b3.2I Ht-hf 丿=0.0092kg/kg 1.5 ，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過量漏液。pOW液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度H H + h )dT w依式 H = h + h + hd p l d而 h = 0.153 x (丄 )依式

47、H = h + h + hd p l dw0Hd=0.098m取 0 = 0.5，則申(H + h )= 0.217mTw故H 爲(wèi)d+ h )在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。Tw根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的。8 塔板負(fù)荷性能圖精餾段：漏液線由耳小 =4叫J皿 +石一虬)還圧2.84(L 2/30.0056 + 0.13h +x E x-h - 0.0021Vw 1000V1丿wc丿叮Pv得=4.4 x 0.78 得=4.4 x 0.78 x：0.0056 + 0.130.0433 + 0.672L 2/3-0.002)797.132.63Vo,min = .

48、0.416 + 6.467L 2/3S在操作范圍內(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3T9。 表 3-19Ls /(ma/s)0.0010.0020.030.004Vs /(ma/s)0.690.720.740.76由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。(2)霧沫夾帶線 以ev = 0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下:-(r.由=1.653L 2/3s2.84( 3600L )2/3=1.653L 2/3sxlx s1000( 1.056 丿h = 2.5fh h = 2.5fh + 2.84 x 10-3 Ew(3600L 2/3s1.056 丿=0.111 + 0.676

49、L 2/3sVU =VU =sa A AtVs2.01 0.145=0.536V聯(lián)立以上幾式，整理得sV = 2.978 - 6.963L 2/3在操作范圍內(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3-20。 表 3-20Ls /(m3/s)0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)13.1111.849.458.88由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度h0W=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式3-21 得2.841000(3600LE 2.841000(3600LE s ,minI 1w、2/3丿,Ls ,min=1.03

50、5 xl0-3 m3! s據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。液相負(fù)荷上限線以9=4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限LS ,maxLS ,maxS0.4 x 0.474=0.0146 m3, s據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線0.0474。液泛線令肌二a且t十虬)由丹E二血F +如I祐二虬+熱I如I如+町舛=燼丄血=鶴十如戌+ (訶-0_嘰二(0+1)應(yīng)曲+總+號(hào)+嘰忽略h。，將hOW與Ls, hd與Ls, he與Vs的關(guān)系式代人上式，并整理得式中:h=式中:h= 2.84 x 10-3 xow=0.672L 2/3S將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得V 2二11.414 -6

51、815.113L 2 -80.751L 2/3Sss在操作范圍內(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3-22。 表 3-22Ls /(m3/s)0.0010.0020.030.004Vs /(m3/s)3.24由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示。厶X 10起片圖3-23精餾段篩板負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)P,連接OP,即作出操作線。由圖可看出，該篩板 的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由上圖查得Vs,max=1.064 ms/s Vs,min=0.324 ms/s 故操作彈性為 Vs,max / Vs,min=3.38

52、1 所設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于表3-23。提餾段漏液線h -工:泅口 z 由%込 胡輕/X 叫麗麗爲(wèi)+忖-如)&偽,“而齊 I匚得 Vo,min = J0.1067 + 2.209L 2/3Ys在操作范圍內(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3T9。 表 3-19Ls /(m3/s)0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)0.360.380.390.40由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。(2)液沫夾帶線以ev = 0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下:V = 1.956 -18.593L 2/3SS在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果

53、列于表3-20。 表 3-20Ls /(m3/s)0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)1.771. 661.571.49由上表數(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，取堰上液層高度h0W=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式3-21 得2.841000(3600LE 2.841000(3600LE s ,minI 1w、2/3丿,Ls ,min=9.0 x 10-4 m3. s據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。液相負(fù)荷上限線以e=4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限A H9 = f_t = 4LSL= 0.0145 m3； sS ,ma

54、x據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線0.0474。液泛線令肌二祇且丫 +虬)由丹E二滋+九+弟二扱+熱+如+饑+褊聯(lián)立得閃7 + 聯(lián)立得閃7 + (訶-0- %二+1)應(yīng)曲+總+盤卩+為忽略ho,將hOW與Ls, hd與Ls, he與Vs的關(guān)系式代人上式，并整理得將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得V 2 = 6.36 -5319.2L 2 -42.36L 2/3Sss在操作范圍內(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3-22。 表 3-22Ls /(m3/s)0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)5.935.675.435.13由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。根

55、據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示。所設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于表。設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表項(xiàng)目各段平均壓強(qiáng)符號(hào)Pm單位kPa精餾段97.7提留段109.4各段平均溫度tmC88.599.7氣相Vm3/s1.6061.37平均流量S液相LSm3/s0.00370.0075實(shí)際塔板數(shù)N塊108板間距HTm0.400.40塔的有效高度Zm4.03.2塔徑Dm1.61.6空塔氣速um/s0.8200.651塔板液流形式單流型單流型溢流管型式弓形弓形堰長(zhǎng)lwm1.0561.056堰高h(yuǎn)wm0.0430.034溢流堰寬度Wdm0.1240.243管底與受業(yè)盤hm0.03550.0292距離o板上清液層高度hLm0.060.06孔徑domm5.05.0孔間距tmm15.015.0孔數(shù)n個(gè)75515729開孔面積m21.4671.113篩孔氣速uom/s10.8512.19塔板壓降hPkPa0.5930.421液體在降液管中停留時(shí)間Ts10.4514.94降液管內(nèi)清液層高度Hdm0.2460.124霧沫夾帶eVkg液/kg氣0.0