設(shè)計一臺分離甲醇

化工原理課程設(shè)計題目：甲醇-乙醇溶液分離的常壓浮閥精餾塔的設(shè)計設(shè)計者：學(xué)號：班級：指導(dǎo)老師目錄課程設(shè)計任務(wù)書……………………2緒論…………………3設(shè)計方案的確定及工藝流程的說明 5流程示意圖……………………5流程和方案的說明及論述……………………5流程的說明…………………5設(shè)計方案確定………………5精餾塔的工藝計算 7精餾塔的物料衡算……………7物料衡算……………………7相對揮發(fā)度的計算…………7塔板數(shù)的確定…………………7理論板數(shù)的計算……………7精餾塔實際塔板數(shù)的計算…………………8塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算………………8混合液平均摩爾質(zhì)量計算…………………8平均密度計算………………8液體平均表面張力…………9提餾氣液相體積流量………9塔體工藝尺寸計算……………9精餾段塔徑計算……………9精餾塔高度計算……………11溢流裝置計算………………11塔板負(fù)荷性能…………………11浮閥計算及其排列…………11塔板流體性能校核……………12泡沫夾帶量校核……………12塔板阻力計算………………13降液管液面校對……………13液體在降液管內(nèi)停留時間校核……………14嚴(yán)重漏液校核………………14塔板負(fù)荷性能圖……………152.7換熱器的計算…………………16原料預(yù)熱器…………………16塔頂冷凝器…………………16塔底再沸器…………………16貯罐體積計算………………16進(jìn)料罐線直徑………………17設(shè)備結(jié)果匯總表 -20主要參考文獻(xiàn) -21設(shè)計感想 -21致謝 -22緒論精餾過程的基礎(chǔ)是傳質(zhì)，即在能量劑的驅(qū)動下(有時加質(zhì)量劑)，使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(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，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時進(jìn)行傳質(zhì)、傳熱的過程。在本設(shè)計中我們使用浮閥塔，浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它主要的改進(jìn)是取消了升氣管和泡罩，在塔板開孔上設(shè)有浮動的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進(jìn)使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價等方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收以及脫吸等傳質(zhì)過程中。塔徑從200mm到6400mm，使用效果均較好。國外浮閥塔徑，大者可達(dá)10m,塔高可達(dá)80m，板數(shù)有的多達(dá)數(shù)百塊。浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用，是因為它具有下列特點：處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加20?40%，而接近于篩板塔。操作彈性大，一般約為5?9,比篩板、泡罩、舌形塔板的操作彈性要大得多。塔板效率咼，比泡罩塔咼15%左右。壓強小，在常壓塔中每塊板的壓強降一般為400?660N/m2。液面梯度小。使用周期長。粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。(7)結(jié)構(gòu)簡單，安裝容易,制造費為泡罩塔板的60?80%,為篩板塔的120?130%。O在本次設(shè)計中,我們進(jìn)行的是乙醇—水二元物系的精餾分離，我們采用的精餾裝置有精餾塔,冷凝器等設(shè)備,熱量從塔釜輸入,物料在塔內(nèi)進(jìn)行精餾分離,余熱由塔頂產(chǎn)品冷凝器中的冷卻介質(zhì)帶走,為了減少熱量,能量的損失,我們在進(jìn)料前設(shè)置了節(jié)能器,把塔底熱產(chǎn)品先與進(jìn)料進(jìn)行熱交換,然后再冷卻.最后完成傳熱傳質(zhì).塔頂冷凝裝置采用全凝器，以便于準(zhǔn)確控制回流比。塔底再沸器采用飽和蒸汽直接加熱，提供釜液再沸時所需熱量。輔助設(shè)備主要進(jìn)行的有泵的選取，各處接管尺寸的計算并選型，同時考慮各處費用的節(jié)省等。課程設(shè)計任務(wù)書一、設(shè)計題目：分離甲醇—乙醇浮閥精餾塔的設(shè)計二、設(shè)計要求工藝條件與數(shù)據(jù)（1） 原料液含甲醇79%（質(zhì)量，下同）；含乙醇21%（2） 餾出液含甲醇99%，殘留液含甲醇2%；（3）處理量3000kg/h；（4）料液可視為理想溶液，塔效率0.8；（5）常壓操作，泡點進(jìn)料。三、設(shè)計內(nèi)容1、精餾塔的物料衡算及塔板數(shù)的確定；2、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算；3、精餾塔的塔體及塔板工藝尺寸計算；4、塔板的流體力學(xué)運算；5、塔板的負(fù)荷性能圖的繪制；6、精餾塔接管尺寸計算；7、繪制帶控制點的生產(chǎn)工藝流程圖；8、繪制主體設(shè)備圖。四、設(shè)計說明書1．封面設(shè)計任務(wù)書3.目錄4.緒論5.設(shè)計方案簡介6.裝置設(shè)備的工藝計算：物料與熱量衡算，主要設(shè)備尺寸計算輔助設(shè)備的選擇設(shè)計結(jié)果一覽表參考文獻(xiàn)10.附圖11.主要符號說明12.結(jié)束語設(shè)計方案的確定及工藝流程的說明流程示意圖原料 冷凝器一塔頂產(chǎn)品冷卻器一甲醇的儲罐一甲醇; 回流原料罐一原料預(yù)熱器一精餾塔H回流再沸器一f塔底產(chǎn)品冷卻器f乙醇的儲罐f乙醇流程的說明及方案的確定流程的說明首先，甲醇和乙醇的原料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時間之后，通過泵進(jìn)入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點溫度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。因為被加熱到泡點，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點，其中的液態(tài)部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時間然后進(jìn)入苯的儲罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進(jìn)入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說的過程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成甲醇和乙醇的分離。1.2.2設(shè)計方案的確定操作壓力精餾操作可在常壓，加壓，減壓下進(jìn)行。應(yīng)該根據(jù)處理物料的性能和設(shè)計總原則來確定操作壓力。例如對于熱敏感物料，可采用減壓操作。本次設(shè)計甲醇和乙醇為一般物料因此，采用常壓操作。進(jìn)料狀況進(jìn)料狀態(tài)有五種：過冷液，飽和液，氣液混合物，飽和氣，過熱氣。但在實際操作中一般將物料預(yù)熱到泡點或近泡點，才送入塔內(nèi)。這樣塔的操作比較容易控制。不受季節(jié)氣溫的影響，此外泡點進(jìn)料精餾段與提餾段的塔徑相同，在設(shè)計和制造上也叫方便。本次設(shè)計采用泡點進(jìn)料，即q=1。加熱方式精餾塔釜的加熱方式一般采用間接加熱方式，若塔底產(chǎn)物基本上就是水，而且在濃度極稀時溶液的相對揮發(fā)度較大，便可以采用直接加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱，在釜內(nèi)只需安裝鼓泡管，不需安裝龐大的傳熱面，這樣，操作費用和設(shè)備費用均可節(jié)省一些，然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷涌入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下。塔釜中易于揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍微有增加。但對有些物系。當(dāng)殘液中易揮發(fā)組分濃度低時，溶液的相對揮發(fā)度大，容易分離故所增加的塔板數(shù)并不多，此時采用間接蒸汽加熱是合適的。冷卻方式塔頂?shù)睦鋮s方式通常水冷卻，應(yīng)盡量使用循環(huán)水。如果要求的冷卻溫度較低?？煽紤]使用冷卻鹽水來冷卻。熱能利用精餾過程的特性是重復(fù)進(jìn)行氣化和冷凝。因此，熱效率很低，可采用一些改進(jìn)措施來提高熱效率。因此，根據(jù)上述設(shè)計方案的討論及設(shè)計任務(wù)書的要求，本設(shè)計采用常壓操作，泡點進(jìn)料，間接蒸汽加熱以及水冷的冷卻方式，適當(dāng)考慮熱能利用。精餾原理精餾過程的基礎(chǔ)依然是混合液組分間揮發(fā)度的差異，而塔內(nèi)的氣、液“回流”則是沿塔高不斷進(jìn)行氣、液傳質(zhì)實現(xiàn)精餾的必要條件。沿塔流動的氣、液相每經(jīng)過一塊塔板都將發(fā)生一次氣相的部分冷凝和液相的部分氣化，氣、液相組成隨之發(fā)生一次改變，使氣相中輕組分得到一次增濃，液相中重組分得到一次增濃。其結(jié)果最終可在塔頂?shù)玫捷p組分含量很高的蒸氣相（餾出液）產(chǎn)品，而在塔底得到重組分含量很高的釜液產(chǎn)品，從而實現(xiàn)混合液體的高純度分離.板式塔作用原理板式塔為逐級接觸式氣液傳質(zhì)設(shè)備，塔內(nèi)沿塔高裝有若干層塔板，液體靠重力作用由頂部逐板流向塔底，并在各塊板面上形成流動的液層；氣體則靠壓強差推動，由塔底向上依次穿過各塔板上的液層而流向塔頂。氣、液兩相在塔內(nèi)進(jìn)行逐級接觸，兩相的組成沿塔高呈階梯式變化。與填料塔相比，板式塔具有壓降較大；空塔氣速較大；較穩(wěn)定，效率較高；持液量較大；液氣比適應(yīng)范圍較大；安裝檢修較容易；大直徑時造價較低等優(yōu)點。浮閥塔浮閥塔是板式塔的一種，是在泡罩塔和篩孔塔的基礎(chǔ)上發(fā)展形成的。自20世紀(jì)50年代問世后，迅速在石油化工行業(yè)得到推廣，至今仍為應(yīng)用最廣的塔板結(jié)構(gòu)。在塔板上按一定方式開有若干個閥孔，將浮閥本身帶有的幾根閥腿插入閥孔后，再將閥腿的底腳旋轉(zhuǎn)90，用以限制浮閥開度同時防止閥片被氣體吹走。閥片周邊有幾個沖出的略向下彎的定距片，靜止時，浮閥靠定距片與塔板點接觸坐落在閥孔上，可避免停工后閥片與板面間的粘連。操作時，由閥孔上升的氣流經(jīng)閥片與塔板間隙沿水平方向進(jìn)入液層，可增加氣液兩相的接觸時間；浮閥的開度隨氣量變化，在低氣量時，開度較小，氣體仍能以足夠的氣速通過縫隙，可避免漏液現(xiàn)象的發(fā)生；在高氣量時，閥片自動浮動，開度較大，使氣速不致過大，從而可避免過量液沫夾帶現(xiàn)象的發(fā)生。因此，浮閥塔具有性能穩(wěn)定、操作彈性大、塔板效率高的優(yōu)點。精餾塔的工藝計算2.1精餾塔的物料衡算物料衡算：

甲醇的摩爾質(zhì)量：MA=32.04kg/kmol乙醇的摩爾質(zhì)量：M=46.07kg/kmolB餾出液的平均摩爾質(zhì)量M=32.04*0.844+(1-0.844)*46.07=34.23kg/kmolF料液中甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)：x=0.79/32.04/(0.79/32.04+0.21/46.07)=0.8440F塔頂產(chǎn)品甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)：x=0.99/32.04/(0.99/32.04+0.01/46.07)=0.993D塔底產(chǎn)品甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)：x=0.02/32.04/(0.02/32.04+0.98/46.07)=2.85%WF=3000/34.23=87.34kmol/h①②W=13.54kmol/h①②W=13.54kmol/h苯的物料衡算：F*x=D*x+W*xFDW聯(lián)立①②式得：D=74.10kmol/h2.1.2相對揮發(fā)度的計算：T=337.9K時，P=101.3KPa,P=57.43KPaABd=P/P=101.3/57.43=1.7641ABT=351.6K時，P=168.2KPa, P=101.3KPaABd=P/P=168.2/101.3=1.662AB貝ya=*1.764*1.66=1.712.2塔板數(shù)的確定2.2.1理論板層數(shù)的求算(1)平衡線方程的求算yx汽液相平衡方程式： =1.71—1-y1-xy1.71-0.71yq線方程進(jìn)料狀態(tài)由五種，即過冷液體進(jìn)料(q〉1),飽和液體進(jìn)料(q=1),氣液混合進(jìn)料(1〉q〉0)和過熱蒸汽進(jìn)料(q〈0),本設(shè)計選用的為泡點進(jìn)料，故q=1。最小回流比xp=xF=0.8440,yp=1.71xF/(1+0.71xF)由兩式得：y=0.9025,R=(x-y)/(y-x)=1.65p minDpppR=(1.1~2.0)R=2.5min精餾段液相流量：L=RD=2.5X74.10=185.25kmol/h精餾段氣相流量：V=L+D=185.25+74.10=239.35kmol/h精餾段操作線方程：y=0.714x+0.284提餾段液相流量：L'=L+q*F=185.25+lX87.64=272.89kmol/h提餾段氣相流量：V'=V+(q-1)*F=239.35Kmol/h汽相回流比：R'=V'/=18.4提餾段操作線方程：y=1.052x-0.0015理論塔板數(shù)的確定先交替使用相平衡方程和精餾段操作線方程計算如下：y=x=0.993—x=0.9881D1y=0.990—x=0.98322y=0.987—x=0.97833y=0.983—x=0.97144y=0.978—x=0.96355y=0.973—x=0.95566y=0.967—x=0.94577y=0.960—x=0.93388y=0.951—x=0.91999y=0.941—x=0.903TOC\o"1-5"\h\z10y=0.929—x=0.88411y=0.916—x=0.86412y=0.902—x=0.843<xF13交替由相平衡方程和提餾段操作線方程計算如下：yl4=0.885—xl4=0.818yl5=0.859—xl5=0.781yl6=0.820—xl6=0.727yl7=0.763—xl7=0.653yl8=0.685—xl8=0.559yl9=0.587fxl9=0.454y20=0.476—x20=0.347y21=0.364—x21=0.251y22=0.263—x22=0.173y23=0.180—x23=0.114y24=0.118—x24=0.073y25=0.075fx25=0.045y26=0.046fx26=0.028<xW故理論板為26塊，精餾板為12塊，第13塊為進(jìn)料板。2.2.2精餾塔實際塔板數(shù)的計算實際塔板數(shù)N實=N理/ET=26/0.8=33

2.3塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算2.3.1混合液的平均摩爾質(zhì)量計算進(jìn)料板的甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)為：x=0.844 y=0.9204M=0.993*32.04+(1-0.993)*46.07=33.16kg/kmolVFmM=0.844*32.04+(1-0.844)*46.07=34.23kg/kmolLFm塔底甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)為：x=0.0285 y=0.0478Mlwm=0.0285*32.04+(1-0.0285)*46.07=45.67kg/kmolMvwm=0.0478*32.04+(1-0.0478)*46.07=45.40kg/kmol平均摩爾質(zhì)量：M=(33.16+45.40)/2=39.28kg/kmolVmM=(34.23+45.67)/2=39.95kg/kmolLm2.3.2平均密度計算1.氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即Pvm二MP/RT=2.46kg/m32.液相平均密度計算1xx液相平均密度依下式計算，即 二f+BPPPLmLBLALmLB(1)塔頂液相平均密度的計算由tD=64.7°C，查手冊得P二744kg/m3?A=774kg/m3PLDm0.990.01+ 744 744從而P=744.04kg/m3LDm(2)進(jìn)料板液相平均密度的計算由tf=78.4°C，查手冊得P二由tf=78.4°C，查手冊得P二738kg/m3A=767kg/m3P二766.40kg/m3精餾段液相平均密度為LFm2.3.3液體的平均表面張力塔頂液相平均表面張力的計算PLmPLFm_744.04+766.400.020.98=+738 767755.22kg/m3由tD=64.7°C，查手冊得oA=18.9mN/m。g=18.8mN/moLDm=0.99X18.9+(1-0.99)X18.8=18.90mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計算由tF=78.4C，查手冊得oA=17.6mN/moB=17.4mN/moLFm=0.0285X17.6+(1-0.0285)X17.4=17.40mN/m精餾段液相平均表面張力為oLm=(18.90+17.40)/2=18.15mN/m2.3.4精餾塔的汽、液相負(fù)荷L=RxD=2.5x74.10=185.25kmol/hV=(R+1)xD=(2.5+1)x74.10=259.35kmol/hL'=L+q*F=185.25+1X87.64=272.89kmol/hV'二V=239.35kmol/h2.4塔體工藝尺寸計算2.4.1精餾段塔徑計算VMV二 —二239.35*39.24/3600*2.46=1.06m3/sVms3600pVmLM■Lm3600x755.223600pLmILLj1-h'丨—1110CIOB=1□.00]CLFl殳）計算篩扳塔汽液致荷兇子用的關(guān)聯(lián)曲線圖L*pL/(V*pV)=0.0028X755.22/(1.06X2.46)=0.811,取板間距HT=0.3m查上圖得 C20=0.035???C=0.035x(N)0.2=0.035xC1815)0.2=0.03432TOC\o"1-5"\h\z20 20p-p 755.22—2.46u=C-lv=0.03432x =0..600m/s\o"CurrentDocument"max p 2.46* V取安全系數(shù)為0.75，則空塔氣速為u=0.75Xumax=0.75X0.600=0.450m/sDT=VS/0.785u=1.732m可取塔徑D=1.732m, 塔截面積為At=0.785D2=0.785X3.00=2.356m2

u=VS/AT=1.06/2.356=0.450m/s2.4.2精餾塔高度計算精餾段有效高度為Z精=(N精-1)Ht=(15-1)X0.3=4.2m提餾段有效高度為Z提=(N提-1)Ht=(18-1)X0.3=5.1m故精餾塔的有效高度為Z=Z精+Z提=4.2m+5.1m=9.3m2.4.3溢流裝置的計算降管液的尺寸：A=A—A=1.54—1.405=0.135m2dT降液管寬度：bd二D[J1—(仃D)]/2二0.5122m選取h=0.04mb溢流堰尺寸：/二0.65D=1.126mw堰上液頭高h(yuǎn)ow,取E=1how=2.84*10—how=2.84*10—3E(w=0..0122m堰高：h=堰高：h=h—how=0.07—0.025=0.045mwl2.5塔板負(fù)荷性能2.5.1浮閥計算及其排列（1）浮閥數(shù)選取.型浮閥，閥孔直徑d0=O.O39m根據(jù)表5—4選擇單流型初取F°=ll浮閥數(shù)：,則u初取F°=ll浮閥數(shù)：,則u0qn= vvs—d2u400=7.01m/s=3600兀*0.0392*7.01=⑵(2)排列方式 取塔板上液體進(jìn)，出口安定區(qū)寬度(2)排列方式 取塔板上液體進(jìn)，出口安定區(qū)寬度bs=bs'=0.075m取邊緣區(qū)寬度bc=0.05mD 1.732x=——(bs+bd)= - —(0.075+0.5122)=0.2788m22r=——bc=1.732/2—0.05=0.816m2A=2[X\：r2—x2+r2sin—1(-)]=27.03m2a rnd2nd2A4o0=A t2sin600a=0.907(do)2tt=；0.907/(Ay；)*d=0.4963m' a 0根據(jù)估算提供孔心距進(jìn)行布孔，按t=75mm進(jìn)行布孔，實排閥數(shù)n=163閥孔氣速u二厲vv/仃 =6.99m/s0 /(n-d2)/ 40動能因子F0=阿匝=10動能因子F0=阿匝=10.96塔板開孔率=0.45/6.99=0.0642.6塔板的流體性能的校核2.6.1泡沫夾帶量校核為控制液沫夾帶量eV過大，應(yīng)使泛點.<0.8~0.82浮閥塔板泛點率計算如下：q v——+1.36qZWs\|pL-P VLsLF= v i KCFb由塔板上氣相密度Py二2.83kg/m3及板間距HT=0.45m查圖5—26(泛點荷因數(shù))得系數(shù)G=0.128，根據(jù)表5—11(物性系數(shù))所提供的數(shù)據(jù)，取k=1F塔板液流道長Z=D-2bd=1.4-2*2*0.2=1.0(m)液流面積A=A—2A=1.54—2*0.135=1.27(m2)bT do00 cano(5044.5/3600) +1.36*-6^*1.0故得：H= 786.55-2.83 逆凹=0.578<0.80.128*1.27故不會產(chǎn)生過量的液沫夾帶2.6.2塔板阻力計算(1)干板阻力h073 /臨界孔速 u=(—)丄1.825=6.41<u=6.990c P0v閥孔u大于其臨界孔閥氣速u,故應(yīng)在浮閥全開狀態(tài)計算干板阻力。00c

pu2 2.46 6.992h二5.34±^二5.34* * 二0.0436(m)0p2g 755.222*9.81L2)塔板清液層阻力hlh=0.5h=0.5*0.07=0.035(m)lL⑶克服表面張力所造成阻力佇7 4*10-7 4*10-3Gh二bpgdL04*10-3*18.82755.22*9.81*0.039二2.605*10-4(m)由以上三阻力之和求得塔板阻力hf：h二h+h+h二0.0436+0.035+0.0002605二0.07886(m)f 0lb2.6.3降液管液面校對流體流過降液管底隙的阻力：Lh=1.153*( -)2=0.00059(m)TOC\o"1-5"\h\zd lhwb浮閥塔板上液面落差A(yù)較小可以忽略，則降液管內(nèi)清液層高度：H二h+how+h+h二0.0578+0.0122+0.07886+0.00059二0.1494(m)dw fd取降液管中泡沫層相對密度0二0.6，則可求降液管中泡沫層高度：H'=H[=0.249d ■-°而H+h二0.3+0.0578二0.3578>H'，故不會發(fā)生降液管液泛。Tw d2.6.4液體在降液管內(nèi)停留時間校核應(yīng)保證液體在降液管內(nèi)的停留時間大于3S?5S,才能保證液體所夾帶的氣體的釋放。AH/q二3600*0.135*0.45/26.02二8.4(s)>5(s)dTVLs故所夾帶氣體可以釋出2.6.5嚴(yán)重漏液校核當(dāng)閥孔的動能因子F=5的相應(yīng)孔流氣速:0u'=5= =3.19(m/s)0 “V <2.46

u6.99穩(wěn)定系數(shù)K=―0= —2.19>1.5?2.0故不會發(fā)生嚴(yán)重漏液u' 3.1902.6.6塔板負(fù)荷性能圖1)過量液沫夾帶線關(guān)系式根據(jù)前面液沫夾帶的校核選擇FjO.8則有0.8=(qWs則有0.8=(qWs2.83786.55-2.83+1.36q)/(1.27*0.128*1)VLs當(dāng)q—0時，q—78/2m3/hLVh VVh當(dāng)q—50m3/h時，q —6678.5m3/hLVh VVh由此兩點作過量液夾帶線(a)液相下限線關(guān)系式對于平直堰，其堰上液頭高度how必須大于0.006m。取how=0.006m，即可以確定液相流量的下限線how=2.84*10how=2.84*10-3E(VLh)2/3—0.006取E=1.0，代人l=0.98wq =3.07l=3.07*0.98=3.00(m3/h)VLh w該線為垂直q軸的直線，記為(b)VLh嚴(yán)重漏液線關(guān)系式：因動能因子F0〈5時，會發(fā)生嚴(yán)重漏液，故取F0=5，計算相應(yīng)氣體流量q:VVhq=3600AuVVh 00 u—F/「p—5/「p—2.970 0bV V兀 兀 ; q—3600(nd2u)—3600(nd2*5/?p)—2080.87(m3/h)

VVh 400 4 0 、V該線為平行q軸的直線，為漏液線，也稱為氣相下限線，記(c)VLh液相上限線關(guān)系式:T=5s降液的最大流量為：q=3600AH/5=720AH=720*0.135*0.45=43.74m3/hVLh dT dT

該線為平行務(wù)切軸的直線，記為(d)VVh降液管液泛關(guān)系式：根據(jù)降液管液泛的條件，得以下將液管液泛工況下的關(guān)系：H=0(H+how)二0.06*(0.45+0.025)二0.285dT或h+how+h+h=0(H+how)w fd T即0.2295=5.53*10-7(q)2+4.32*10-3(q)23+1.17*10-5(q)2VVh VLh VLh知(m3/h)102030 40 5060鄉(xiāng)(m3/h)6133.7590.75566.2538.3506.06468.1操作彈性(q) /(q)=7410/2080.87=3.56VVhmaxVVhmin適宜裕度=[(q) —q]/q=46.9%VVminVVVVh h h2.7換熱器的計算2.7.1原料預(yù)熱器：C =1.75kJ-kg-1-K-1p.h苯C =1.65kJ?kg-1-K-1p.h甲苯xF=0.44Q=80000*1000/(320*24)10417kg/hm.hC=0.44*1.75+0.56*1.65=1.694kJ?kg?K-1p.c設(shè)加熱原料溫度由10°C加熱到104°C貝90=Q?C?At=10417*1.694*94=1.66*106kJ/hm.hp.c2.7.2塔頂冷凝器：R=390kJ/kg苯815*163.5480=q?r= *390=14439.93kJ/smh苯36002.7.3塔底再沸器：r=360kJ/kg甲苯0=q?r=mb775.1*163.5483600*360=12676.6kJ/s2.7.4貯罐的體積計算：由《化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計》查得在0.11MP下，塔頂采量aD=7394kmol/hp=810kg/m3p=810kg/m3Lvvh(r+1)D二22182kgp=810kg/m3L設(shè)冷凝液停留20min,補充系數(shù)0=0.7則V=qt/(p??)=22182*20/(60*810*0.7)=13m3VLh L貯罐容積估算結(jié)果表：位號名稱停留時間容量/m3V-101原料中間罐20min13V-102回流罐10min7V-103塔頂產(chǎn)品罐24h937V-104塔底產(chǎn)品罐24h9372.7.5進(jìn)料罐線管徑選擇原液流速：u=0.5m/s4*10417管線直徑：d=j4%up={ 3600*798*3.14*0.5=0.0961m管線直徑：選取0133*6管材，其內(nèi)徑為0.121m

提館段性崔負(fù)荷團(tuán)

設(shè)計結(jié)果匯總表表二提留段塔板設(shè)計結(jié)果匯總表塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)數(shù)據(jù)塔板主要流動參數(shù)數(shù)據(jù)塔徑m4.9m流動方式單流型塔板間距ht0.3m液體流量qVLh1083.05mol/h堰長1W0.98m氣體流量qvvh1516.27mol/h堰寬bd0.2001m液泛氣速uf1.35m/s堰咼hw0.045m空塔氣速u0.3715m/s入口堰咼hW無u/uf0.2752底隙hb0.04m降液管內(nèi)流速ud0.053m/sA/Ad T0.0877m底隙流速ub泛點率F