2023年苯甲苯二元體系連續(xù)浮閥精餾塔的工藝設(shè)計

南京工業(yè)大學(xué)

2011

《化工原理》課程設(shè)計

設(shè)計題目苯-甲苯二元體系連續(xù)浮閥精儲塔的工藝設(shè)計

學(xué)生姓名班級、學(xué)號書院化工班

指導(dǎo)教師姓名____________馮暉__________________

課程設(shè)計時間20程年12月19日-2016年12月日

課程設(shè)計成績

百分制權(quán)重

設(shè)計說明書、計算書及設(shè)

計圖紙質(zhì)量，70%

獨立工作能力、綜合能力、

設(shè)計過程表現(xiàn)、設(shè)計答辯

及回答問題情況，30%

設(shè)計最終成績（五級分制）

指導(dǎo)教師簽字__________________

2011學(xué)院

課程名稱化工原理課程設(shè)計____________

設(shè)計題目苯-甲苯二元體系連續(xù)浮閥精儲塔的工藝設(shè)計

學(xué)生姓名—專業(yè).化學(xué)工程與工藝

班級學(xué)號2011學(xué)院化工班

設(shè)計日期2016年12月19日至一2016年12月31日

設(shè)計條件及任務(wù)：

設(shè)計體系：

設(shè)計條件：

1.處理量F：278(kmol/h)

2.料液濃度0.14(mol%)

3.進料熱狀況：泡點

要求：

1.產(chǎn)品濃度：99.5(mol%)

2.易揮發(fā)組分回收率：99%

指導(dǎo)教師_____________________

2016年12月31日

目錄

0、前言..........................................................................4

0.1塔設(shè)備概述...............................................................4

0.2化工生產(chǎn)對塔設(shè)備的要求..................................................5

0.3塔設(shè)備的類型.............................................................6

0.4浮閥塔的優(yōu)點.............................................................6

1、浮閥塔工藝設(shè)計...............................................................7

1.1操作壓強................................................................7

1.2進料狀態(tài)................................................................7

1.3塔釜加熱方式............................................................7

1.4回流方式................................................................8

2、精儲工藝流程圖...............................................................8

3、實際板數(shù)的確定...............................................................8

3.1全塔物料衡算............................................................8

3.2物系相平衡關(guān)系..........................................................9

3.2.6相對揮發(fā)度及平衡線方程............................................9

3.2.4粘度..............................................................10

3.3回流比及精儲段操作線方程...............................................11

3.4塔內(nèi)氣相、液相摩爾流量................................................11

3.4.1精儲段氣相、液相摩爾流量.........................................11

3.4.2提僧段氣相、液相摩爾流量及提像段操作線方程......................12

3.5理論板數(shù)的計算.........................................................12

3.6實際板數(shù)的計算.........................................................14

4、塔體主要工藝尺寸的確定......................................................14

4.1塔體塔板設(shè)計所需物性參數(shù)...............................................14

4.1.1操作壓力..........................................................14

4.1.2操作溫度.........................................................15

4.1.3提儲段、精鐳段平均摩爾質(zhì)量.......................................15

3.2.3提儲段、精儲段平均密度...........................................16

3.2.5表面張力..........................................................17

4.2塔內(nèi)氣相、液相體積流量.................................................18

4.2.1精儲段氣相、液相體積流量.........................................18

4.2.2提偏段氣相、液相體積流量.........................................18

4.3精儲段塔板塔徑設(shè)計計算.................................................19

4.3.1精儲段塔徑........................................................19

4.3.2精微段有效高度.......................................................20

4.3.3精僧段溢流裝置設(shè)計...................................................20

4.3.4鼓泡區(qū)閥孔數(shù)的確定及排列.............................................21

4.3.5流體力學(xué)校核..........................................................22

4.3.6精儲段負(fù)載性能圖及操作彈性...........................................25

4.4提饋段塔板塔徑設(shè)計計算................................................27

4.4.1提循段塔徑........................................................27

4.4.2提儲段有效高度.......................................................28

4.4.3提微段溢流裝置設(shè)計...................................................28

4.4.4鼓泡區(qū)閥孔數(shù)的確定及排列.............................................29

4.4.5流體力學(xué)校核.........................................................30

4.4.6精儲段負(fù)載性能圖及操作彈性...........................................32

4.5塔體主要工藝尺寸匯總....................................................35

5、輔助設(shè)備設(shè)計.................................................................36

5.1塔頂全凝器的計算與選型.................................................36

5.1.1換熱器基本參數(shù)計算...............................................36

5.1.2換熱器性能核算...................................................38

5.2塔底再沸器的計算與選型................................................42

5.1.2再沸器種類.......................................................42

5.1.2再沸器計算與選型.................................................43

5.3預(yù)熱器的計算與選型.....................................................45

5.4接管的計算與選型.......................................................46

5.5泵的計算與選型.........................................................49

6、設(shè)計結(jié)果總匯表..............................................................51

7、致謝.........................................................................54

8、參考文獻.....................................................................55

附表1：常壓下苯一一甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù).........................................56

附表2：苯一甲苯t-p.........................................................................................................................57

附表3：苯和甲苯粘度............................................................58

附表4：苯和甲苯表面張力........................................................59

附表5：史密斯關(guān)聯(lián)圖............................................................60

附表6：泛點負(fù)荷系數(shù)圖..........................................................60

附表7：苯和甲苯密度............................................................61

附表8：輸送流體用無縫鋼管常用規(guī)格.............................................62

附圖1：精儲段塔板..............................................................65

附圖2：提儲段塔板（經(jīng)計算和校核兩塊塔板一樣）................................66

0、前言

0」塔設(shè)備概述

塔設(shè)備是化學(xué)工業(yè)，石油工業(yè)，石油化工等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。它可

以使氣（汽）液液兩相之間進行充分接觸，達(dá)到相際接觸傳熱及傳質(zhì)的目的。在

塔設(shè)備中能進行的單元操作有：精儲，吸收，解吸，氣體的增濕及冷卻等。

在化工，石油化工及煉油廠中，塔設(shè)備的性能對整個裝置的產(chǎn)品質(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，都有重大的意義。在化

工和石油化工的生裝置中，塔設(shè)備的投資費用占整個工藝設(shè)備費用的25.39%左

右，煉油和煤化工生產(chǎn)裝置占34.85%；它所耗的鋼材在各累工藝設(shè)備中所占的

比例也較多，例如在年產(chǎn)250萬噸的常壓及減壓煉油裝置中耗用的鋼材重量占

62.4%,年產(chǎn)60及120萬噸催化裂化裝置占48.9%。因此，塔設(shè)備的設(shè)計和研究，

對化工，煉油工業(yè)的發(fā)展起著重要的作用。

0.2化工生產(chǎn)對塔設(shè)備的要求

塔設(shè)備除了應(yīng)該滿足特定的化工工藝條件（如溫度，壓力，耐腐蝕）外，為

了滿足工業(yè)生產(chǎn)的需求還應(yīng)該達(dá)到下列要求：

1）生產(chǎn)能力大，及氣體處理量大。

2）高的傳質(zhì)，傳熱效率，氣液有充分的接觸空間，接觸時間和接觸面積。

3）操作穩(wěn)定，操作彈性大，即氣液負(fù)荷有較大波動時仍能在較高的傳質(zhì)效

率下進行穩(wěn)定的操作，，且塔設(shè)備應(yīng)能長期連續(xù)運轉(zhuǎn)。

4）流體流動的阻力小，即流體通過塔設(shè)備的壓降小，以達(dá)到節(jié)能降低操作

費用的要求。

5）結(jié)構(gòu)簡單可靠，材料耗用量少，制造安裝容易，以達(dá)到降低設(shè)備投資的

要求。

事實上，任何一個塔設(shè)備能同時達(dá)到上述的諸項都時非常困難的，因此只能

從生產(chǎn)的需求及經(jīng)濟合理的要求出發(fā)，抓住主要矛盾進行設(shè)計。隨著人們對生產(chǎn)

能力，提高效率，穩(wěn)定操作和降低壓降的追求，推動著各種新型塔結(jié)構(gòu)的出現(xiàn)和

發(fā)展。

0.3塔設(shè)備的類型

塔設(shè)備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后

者的代表則為填料塔。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重

量輕及便于檢修等特點，但其結(jié)構(gòu)較復(fù)雜，阻力降較大。在各種塔型中，當(dāng)前應(yīng)

用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。

0.4浮閥塔的優(yōu)點

1.生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板,

生產(chǎn)能力比泡罩塔板大20%?40%,與篩板塔接近。

2.操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操

作而允許的負(fù)荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。

3.塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長,

而霧沫夾帶量小，塔板效率高。

4.氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及

液面落差比泡罩塔小。

5.塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的50%?80%,但

是比篩板塔高20%?30吼

1、浮閥塔工藝設(shè)計

1.1操作壓強

精儲可以常壓，加壓或減壓條件下進行。確定操作壓力時主要是根據(jù)處理物

料的性質(zhì)，技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性來考慮的。

對于沸點低，常壓下為氣態(tài)的物料必須在加壓條件下進行操作。在相同條件

下適當(dāng)提高操作壓力可以提高塔的處理能力，但是增加了塔壓，也提高了再沸器

的溫度，并且相對揮發(fā)度液會下降。

對于熱敏性和高沸點的物料常用減壓蒸儲。降低操作壓力，組分的相對揮發(fā)

度增加，有利于分離。減壓操作降低了平衡溫度，這樣可以使用較低位的加熱劑。

但是降低壓力也導(dǎo)致了塔直徑的增加和塔頂冷凝溫度的降低，而且必須使用抽真

空設(shè)備，增加了相應(yīng)的設(shè)備和操作費用。

本次分離的苯和甲苯二元體系為一般物系故分離時采用常壓操作，操作壓力

為101.325kpao

1.2進料狀態(tài)

本精儲塔采用泡點進料，通過預(yù)熱器將25℃的冷料加熱為飽和液體。

1.3塔釜加熱方式

本次分離任務(wù)中，塔底采用再沸器加熱，冷流體為塔底液體，熱流體為高溫

蒸汽，此種加熱方式屬于間接蒸汽加熱。

1.4回流方式

本設(shè)計采用安裝回流泵方式進行強制回流。

2、精儲工藝流程圖

?皿計

?濠位計

?罐計

?應(yīng)力計

0部水計

X冏門

3、實際板數(shù)的確定

3.1全塔物料衡算

根據(jù)操作條件可知:料液流量F=278Kmol/h;料液中易揮發(fā)組分的質(zhì)量分?jǐn)?shù)

xF=0.14;塔頂產(chǎn)品摩爾分?jǐn)?shù)XD=0.995;易揮發(fā)組分的回收率n=99%。

4X(1)

77—尸XX

產(chǎn)

由公式（1）求得鐳出液D的量：D=38.72442kmol/h

全塔物料衡算式：尸=〃+/（2）

由等式（2）求得塔底殘液W的量：W=239.2755779kmol/h

全塔輕組分物料衡算式：

才⑶

FXX="Dx0X+/xW

由等式（3）求得殘夜Xw=0.001626576

3.2物系相平衡關(guān)系

3.2.6相對揮發(fā)度及平衡線方程

用等式（4）來計算物系的相對揮發(fā)度

?=⑷

3/

根據(jù)附表1的相平衡數(shù)據(jù)，利用等式（4）,分別計算xi=0.1、X2=0.2……X9=0.9

的相對揮發(fā)度,得到%=2.347875426、?2=2.3512226K4=2.393841167、%

=2.455696203、怎=2.524850194、?6=2.568009057,?7=2,58317438.?8

=2.610411899、?9=2.632373114

平均相對揮發(fā)度:

則平衡線為:

3.2.4粘度

根據(jù)公式(7)計算物料的平均粘度

lg(4，=WXlog(M)⑺

通過附表3,內(nèi)差法求得塔頂溫度tD=80.17℃苯、甲苯的粘度為〃翱

=0.3075495mPa-s、〃甲苯。二°?3106005mPa?s；

則塔頂液相的平均粘度為：

1g(〃力)=0.995Xlg(0.3075)+(1-0.995)xlg(0.3106005)(8)

則〃D=0.30756468mPa?s

通過附表3,內(nèi)差法求得加料板溫度tF=104.6℃苯、甲苯粘度//和=02458

mPa-s、

〃甲特二0-30019mPa?s；

則進料板液相的平均粘度為：

1g(〃尸)=0.14x1g(0.2458)+(1-0.14)xlg(0.30019)(9)

則〃,.=0.291905456mPa?s

通過附表3,內(nèi)差法求得塔底溫度tw=l10.525C苯、甲苯粘度〃制=0.23395

mPa-s、

〃甲郛=0.28626625mPa-s；

1g(%)=0.0016266xlg(0.23395)+(1-0.0016266)xlg(0.28627)(10)

則〃〃=0.286172294mPa?s

精儲段液相混合物的平均粘度為：

止乜生=0.299735068(11)

'2

提儲段液相混合物的平均粘度為：

〃w+=0.289038875(12)

'2

3.3回流比及精儲段操作線方程

泡點進料，有q=l,q線為一鉛錘線，皿=》尸=0.14

根據(jù)相平衡方程：

2.494x0.14

0.288762(13)

%l+(a-l)x?1+(2.494-1)x0.14

則最小回流比為:

0-995一0288762—47418(14)

Knin

%0.288762-0.14

取實際回流比為最小回流比的1.4倍:

A=1.4x4.747418=6.6463852

精儲段操作線方程:

R,x6.650.995

X,------Xn-*------D-----------Xn+---------=0.869x?+0.1301(15)

+lR+lR+\6.65+16.65+1

3.4塔內(nèi)氣相、液相摩爾流量

3.4.1精偏段氣相、液相摩爾流量

液相流量：L=/?D=6.6463852x38.72442211=257.377426KM//〃(16)

氣相流量：V=(/?+1)0=(6.6463852+1)x38.72442211=296.1018481Kmol/h(17)

3.4.2提儲段氣相、液相摩爾流量及提儲段操作線方程

液相流量：L=L+qF=257.377426+278=535.377Km。//〃(18)

氣相流量：V=V=296.101848\Kmol/h(19)

提儲段操作線方程：

LW

%”=一4—_x

VV

(20)

535.377239.2756x0.0016266

————x,=1.808lx?,-0.001314

296.102296.102

3.5理論板數(shù)的計算

理論板數(shù)的計算采用逐板計算法

精儲段操作線方程：％+1=0.869x.+0.1301(21)

提儲段操作線方程：yin+l=1.8081x?,-0.001314(22)

平衡線方程：

(23)

l+(a-l)x?

表2：逐板計算板上數(shù)據(jù)

板數(shù)/NT液相組成/Xi氣相組成/yi

10.987622460.995

20.9720139060.9885873

30.9399413830.975020045

40.8778206130.94714199

50.7701914820.893145421

60.6153504160.799592109

70.443189970.665001274

80.2989203980.5153561

90.2040140710.389954211

100.1511115140.307459805

11（理論加料板）0.1243137180.261475884

120.1034440280.223455405

130.0837890820.185721223

140.0661709910.150183402

150.0510648640.11832839

160.0385981020.091015222

170.0286299560.068474251

180.0208593590.050450993

190.0149208230.03640109

200.0104508470.02566371

210.00712460.017581611

220.0046704840.011567472

230.0028712140.007130221

240.0015581440.003876987

使用內(nèi)差法，求得理論板數(shù)NT=23.94788389

3.6實際板數(shù)的計算

在324部分求出了，精儲段平均粘度必=0.299735068,提微段平均粘度生

0.289038875

則全塔平均粘度：

空生=0296868487(24)

2

全塔效率計算：

-0245

ET=0.49x(?x)=0.519413912(25)

精微段實際板數(shù)為：

N*H=』-=18.95927623六19(26)

精0.527

提儲段實際板數(shù)為：

2398-10

=…。44417836?27(27)

提0.527=26

此精儲塔實際塔板數(shù)為N=19+27=46塊

4、塔體主要工藝尺寸的確定

4.1塔體塔板設(shè)計所需物性參數(shù)

4.1.1操作壓力

塔頂操作壓力PD=101.325kpa

每層塔板壓降△P=0.64kpa

加料板上一層塔板壓降：=101.325+0.64*18=112.845kpa

進料板壓力：PF=101.325+0.64*19=113.485kpa

塔底壓力：弓=101.325+0.64x46=130.765kpa

精微段平均壓力：P、=(外+弓+2=107.085kpa

提偏段平均壓力：=(匕+〃)+2=122.125kpa

4.1.2操作溫度

根據(jù)附表1苯-甲苯平衡組成和溫度的關(guān)系，通過內(nèi)差法查出相關(guān)溫度

塔頂溫度：TD=80」7℃

加料板上一層塔板的溫度：TFR=102.27℃

加料板溫度：TF=104.6℃

塔底溫度：Tw=110.525℃

精微段的平均溫度為：=91.22℃(28)

2

提儲段的平均溫度為：殳也=107.5625(29)

22

4.1.3提鐳段、精儲段平均摩爾質(zhì)量

精偏段：R=91.22℃由附表1,內(nèi)差法求得精偏段平均液相摩爾濃度xi=

0.533448276

然后根據(jù)平衡關(guān)系求得精微段平均氣相摩爾濃度y尸0.740367799。

精儲段液相平均摩爾質(zhì)量：

=0.533448276x78.11+(l-0.533448276)x92.14=84.65572069kg/kmol(30)

精儲段氣相平均摩爾質(zhì)量:

Mvl=0.740367799x78.11+(1-0.740367799)x92.14

=81.75263978kg/kmol(31)

提儲段：R=107.5625℃由附表1,內(nèi)差法求得提儲段平均液相摩爾濃度

x2=0.068546512

根據(jù)平衡關(guān)系求得提儲段平均氣相摩爾濃度y2=0.155074096。

提儲段液相平均摩爾質(zhì)量：

ML2=0.069x78.11+(1-0.069)x92.13=91.18kg/kmol(32)

提儲段氣相平均摩爾質(zhì)量：

MV2=0.1551x78.11+(1-0.1551)x92.13=89.96kg/kmol(33)

3.2.3提儲段、精儲段平均密度

通過等式(34)來求混合液體的密度：

_L=區(qū)+組(34)(其中為質(zhì)量分率)

Pl.Pv.PB

通過等式(35)混合氣體的密度：

&='皿，(35)(其中M為平均摩爾質(zhì)量)

22.47p0

精儲段混合液體的平均密度：

X=91.22℃,由附表2,內(nèi)差法求得，夕米=802.3775Kg.m-3

巧味=798.9483Kg.m-3<>

通過等式(36)求得苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)：

78.11玉

aA=0.492201171(36)

78.1lx,+92.13(1-%,)

a.=1-a.=0.507798829(37)

3

由等式(34)求得，pLI=800.6324855Kg.m-

3

由等式(35)求得，pvl=2.907138046Kg.m-

提儲段混合液體的平均密度：

『=107.5625℃,由附表2,內(nèi)差法求得，p第=783.57625Kg.rrf3,

小弟-782.624063Kg.rn'

-3

由等式(34)求得，pL2=782.6799129Kg.m

由等式(35)求得，02=3.480199614Kg.m-3

3.2.5表面張力

通過等式(36)計算液相混合物的平均表面張力

%.=?"，-

-='(36)

通過附表4,內(nèi)差法求得塔頂溫度tD=80.17℃苯、甲苯的表面張力為：

<7^=21.24943mN/mo■甲苯=21.6713mN/m

%=0.995x21.24943+(1-0.995)x21.6713=21.25153935mN/m(37)

通過附表4,內(nèi)差法求得進料板溫度tF=l04.6C苯、甲苯的表面張力為：

(7米=18.3072mN/m51，笨=18.9955mN/m

crf=0.14x18.3072+(1-0.14)x18.9955=18.899138mN/m(38)

通過附表4,內(nèi)差法求得塔底溫度tw=l10.525℃苯、甲苯的表面張力為：

<7茉=17.60805mN/mb甲策=18.3585625mN/m

<T?,=0.0016266x17.61+(1-0.0016266)x18.3586=18.35734173mN/m(39)

精偏段液相平均表面張力:

On+6、

5二-------=20.07533868mN/m(40)

12

提儲段液相平均表面張力：

Cn+Cp

(T=—---------=18.62823987mN/m(41)

22

4.2塔內(nèi)氣相、液相體積流量

4.2.1精微段氣相、液相體積流量

液相體積流量:

257.377x84.6557

=0.0075594657n3/s(42)

3600夕”3600x800.632

氣相體積流量:

296.102x81.753

匕=2.312995284〃//s(43)

3600外3600x2.907

4.2.2提儲段氣相、液相體積流量

液相體積流量:

二LMc_535.377x91.18

Ls=0.017324664///$(44)

3600&-3600x782.680

氣相體積流量:

*=296」02X89.964=2.]3〃，/S(45)

Vs

3600pvl3600x2.82

4.3精饋段塔板塔徑設(shè)計計算

4.3.1精微段塔徑

由4.2.1精儲段氣相、液相體積流量計算可知:

液相體積流量：4=0007559465加/s(46)

氣相體積流量：匕=2.312995284加3/s(47)

在本精儲塔設(shè)計中，板間距取HT=0.5m板上液層高度取hb=0.067m

HT-hL=0.433m

史密斯關(guān)聯(lián)圖橫坐標(biāo):

?

(PL_20.00756<800.632y

2.313I2.907J=0.05424(48)

查附表5,史密斯關(guān)聯(lián)圖C20=0.09

物系表面張力修正：

((JV'2(20075Y2

C=C'=0.09X-=0.090067703(49)

2\020jI20

-1.492m/s(50)

取空塔氣速u2=0.65umax=0.65x1.492=0.9727m/s

塔徑:

=1.745m(51)

圓整取D=L8m,則塔截面積為人丁=工。2=2.5446900871112(52)

T4

精儲段實際空塔氣速為：叫MTMO.goggdgGg7//6(53)

AT

4.3.2精微段有效高度

Z^二(N精T)XH尸(19-1)X0.5=9m(54)

4.3.3精微段溢流裝置設(shè)計

溢流堰設(shè)計:

本精儲塔選用單溢流，弓形降液管，溢流堰選擇平直堰。

單溢流：4=(06~0.8)。系數(shù)取0.732,則4=8732。=1.3176加

對于平直堰，堰上液層高度為:

2

一些EM_2,8427.214>3

xl.02x=0.021806794m(55)

%1000⑺-10()0J.3176,

溢流堰高度hw=0.045m

降液管寬度和橫截面積:

A

k=0.732查附圖1圖得區(qū)=0.16-^f-=0.103

4,

=0.16x1.8=0.2868m(56)

=0.103x2.545=0.26125m2(57)

液體在降液管停留時間為:

A,H0.26125x0.5

T=17.28s>5s(58)

T'=~r0.007559

降液管底隙高度:

ho=hw-0.006=0.045-0.006=0.039〃？(59)

安定區(qū)與邊緣區(qū)的選擇：

①安定區(qū)：鼓泡區(qū)與溢流區(qū)之間的區(qū)域為安定區(qū)，此區(qū)域不安裝浮閥，設(shè)置

這段安定地帶，以免液體大量夾帶泡沫進入降液管。其寬度WS可按下列范圍選

取，即：當(dāng)D<1.5m時，WS為60到75mm

當(dāng)D〉1.5m時，WS為75到110mm

由于精微段塔徑D=1.8m>1.5m,故取WS=75mm。

②邊緣區(qū)：塔壁部分留出的一圈邊緣區(qū)域，供支承塔板的邊梁使用。寬度WC

視具體需要而定，小塔為30到50mm，大塔可達(dá)50到70mmo

由于精儲段塔徑D=1.8m>1.5m,故取WC=50mm。

本精微塔的塔徑D=1.8m>1.5m，選擇安定區(qū)Ws=0.075m

4.3.4鼓泡區(qū)閥孔數(shù)的確定及排列

浮閥選型：F1型浮閥

F

孔速：％==7.04根/s(60)

y/Pvi

閥數(shù)：N=---=275.2=275個(61)

乎2Mo

取邊緣區(qū)寬度：Wc=0.05m

進出口安定區(qū)Ws=0.075m

R=匕_85m

x=--(F,+rJ=0.538

2ds

塔板鼓泡區(qū)面積:

4=2(XJ〃2一才2+jl^sin-1-)=1.699m2(62)

a180°R

塔板分塊：

塔徑D/mm800^1200140016001800^20002200^2400

塔板分塊數(shù)3456

閥孔采用等腰三角型叉排

取同一橫排間的t=O.O65m,排間距t=0.075m

按照N=282重新核算孔速和閥孔動能因數(shù)

u0=——----=6.907m/s(63)

三d?N

4

4)=11.74.(64)

，Vxd2

塔板開孔率：(p=-~~—2-=13.24%(65)

D2

塔盤圖見附圖1

4.3.5流體力學(xué)校核

一、塔板壓降

氣體通過每層塔板的壓降：

hh+h+h

P=cla(66)

其中也為干板阻力，為板上充氣液層阻力，%為液體表面張力造成的

阻力，可忽略。

1、干板阻力4

]

’73)1.825

u()c=—=5.85m/s<6.907m/s(67)

/v>

因此閥孔全開

22.907x6.9072

=5.34^^=5.34x=0.04895(68)

20g2x800.632x9.81

2、塔板上液層壓力4

h,=￡ohL=0.45*(0.045+0.022)=0.03"

hp=0.04895+0.03=0.07895機

△P=hpp,g=0.07895x9.81x800.6325=622.5Pa<640pa(69)

塔板壓降校核成立

二、液泛校核

為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應(yīng)大于管內(nèi)泡沫層高度，即：

Hd<^HT+hJ(70)

其中Hd=hp+hL+hd,hd為液體通過降液管的壓頭損失。

h=0.2斤=0.00433m(71)

dM也；

貝UHd=0.150412493m

溢流液泛上限:

T+%)=0.6x(0.5+0.045)=0.327

Hd=0.150412493m<0.327m

故本設(shè)計中不會出現(xiàn)液泛

三、液沫夾帶校核

綜合考慮生產(chǎn)能力和塔板效率，一般應(yīng)使霧沫夾帶量e、限制在10%以下,

校核方法常為：控制泛點百分率K的數(shù)值。所謂泛點率指設(shè)計負(fù)荷與泛點負(fù)

荷之比的百分?jǐn)?shù)。其經(jīng)驗值為大塔FK80%-82%

霧沫夾帶率有兩個公式可以計算:

+1.36L$ZL

---------xlOO%(72)

或艮=.......-xlOO%(73)

20.78KQ4

二者結(jié)果取最大值F<80%.

其中4=〃-2x陷=1.23m（74）,

苯-甲苯系統(tǒng)為正常系統(tǒng)K=1

板上液流面積：Ah=Ar-2Af（75）

K為物性系數(shù)，其值可查下表：

系統(tǒng)物性系數(shù)K

無泡沫，正常系統(tǒng)1.0

氟化物（如BF%氟利昂）0.9

中等發(fā)泡系統(tǒng)（如油吸收塔，胺及乙二醇再生塔）0.85

多泡沫系統(tǒng)（如胺或乙二胺吸收塔）0.73

嚴(yán)重發(fā)泡系統(tǒng)（如甲乙酮裝置）0.60

形成穩(wěn)定泡沫的系統(tǒng)（如堿再生塔）0.30

因為苯與甲苯為正常體系，故其K=1

查附表6：泛點負(fù)荷系數(shù)圖可得g=0.136

計算得Fi=55.5%；F2=51.9%O兩者均小于80%。

因此，液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。

四、降液管內(nèi)停留時間校核

液體在降液管內(nèi)停留時間:

A,,xH.0.26x0.5

t='-------1=17.3s>5s(76)

40.0076

4.3.6精微段負(fù)載性能圖及操作彈性

一、液沫夾帶線

控制其泛點率Fi=8O%

VI—^+1.36LSZL

F.二V八---------------x100%(77)

332

其中，PL=800.632kg/m,pv=2.89kg/m,Z￡=1.23叫C?=0.136,4=2.022??o

整理得：K=3.655-27.71LS(78)

二、漏液線

對于Fl型重閥，以6=4向=5為氣體最小負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)

則以=苧=(79),

\lPv

23

Vs=^dNuo=0.9697m/s(80)

三、液泛線

發(fā)生液泛的臨界條件為:

(p(H[+%>=Hd=hp+hL+hd=hc+ht+ha+hL+hd(81)

2

其中…34界

,2.84JL3f\

h(,w=EhL

U^\T，砥=6153T，h=h+h

1000I—UA-7J-LHow

77V

%=￡,幾，%=；T-

-d2N

4

取%=0.327m

整理得：

2

匕2

2=28.926-6409.61AS-90.81^5(82)

四、液相上限線

以夕=5s作為液體在降液管中的停留時間下限

AfH[.0.2613x0.5八……，3,，、

(XL.?./)max=---5--=------5----=0.0261256m/s(83)

五、液相下限線

取堰上液層高度心,=0.006加作為液相負(fù)荷下限的條件，則：

2

0.006=———tn(4)=0.00109m3/5(84)

10001/Jls7m,n

六：操作負(fù)荷線

操作負(fù)荷線斜率：m=b=2,32682=307.802(85)

Ls0.00756

在L-V圖上，操作負(fù)荷線為斜率為307.802過原點的直線。

精鐳段負(fù)載性能圖:

T一液相下限線

T一液相上限線

T-過量液沫夾帶線

-?一漏液線

f-液泛線

T—操作負(fù)荷線

從上圖中可得:

精儲段氣相負(fù)荷上限：匕MAX=3.35加/S,氣相負(fù)荷下限：

匕9=0.9697加/5

所以精微段的操作彈性=占-=3.455