苯-甲苯混合液精餾塔課程設(shè)計(jì)

1、北京理工大學(xué)珠海學(xué)院課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 2013 2014學(xué)年第一學(xué)期學(xué)生姓名： 專業(yè)班級： 11級化工1班 指導(dǎo)教師： 王淑波 工作部門： 化工與材料學(xué)院 一、 課程設(shè)計(jì)題目 苯-甲苯混合液精餾塔設(shè)計(jì)二、課程設(shè)計(jì)內(nèi)容（含技術(shù)指標(biāo)）1.設(shè)計(jì)條件生產(chǎn)能力：3萬噸/年（每年按300天生產(chǎn)日計(jì)算）原料狀態(tài)：苯含量40（wt%）；溫度：25；壓力：100kPa；泡點(diǎn)進(jìn)料；分離要求：塔頂餾出液中苯含量98%（wt%）；塔底釜液甲苯含量不低于98%（wt%）操作壓力：4kPa（表壓）（塔頂壓力）其它條件：塔板類型：浮閥塔板；塔頂采用全凝器；R=1.9Rm2.具體設(shè)計(jì)內(nèi)容和要求（1）設(shè)計(jì)工藝方案的選定（2）精餾

2、塔的工藝計(jì)算（3）塔板和塔體的設(shè)計(jì)（4）水力學(xué)驗(yàn)算（5）塔頂全凝器的設(shè)計(jì)選型（6）塔釜再沸器的設(shè)計(jì)選型（7）進(jìn)料泵的選取（8）繪制流程圖（9）編寫設(shè)計(jì)說明書（10）答辯三、進(jìn)度安排時間設(shè)計(jì)安排11. 1411.21設(shè)計(jì)動員，下達(dá)任務(wù)書，查閱資料，擬定設(shè)計(jì)方案，方案論證，物性數(shù)據(jù)計(jì)算12.2112.28工藝計(jì)算（物料衡算、確定回流比、計(jì)算理論板層數(shù)、實(shí)際板層數(shù)、實(shí)際進(jìn)料板位置）12.2812.05塔結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)（物性數(shù)據(jù)的計(jì)算、塔徑計(jì)算、塔結(jié)構(gòu)尺寸的計(jì)算、水力學(xué)性能校驗(yàn)、負(fù)荷性能圖及塔高的計(jì)算）12.0512.12熱量衡算；附屬設(shè)備的選型和計(jì)算12.12-12.19繪制帶控制點(diǎn)的工藝流程圖（CAD圖

3、）12.1912.26繪制帶控制點(diǎn)的工藝流程圖，（借圖板和丁字尺，手工繪制圖）12.261.2編寫設(shè)計(jì)說明書，答辯要求1.10將說明書及圖紙裝訂并提交1.13答辯四、基本要求序號設(shè)計(jì)內(nèi)容要求1設(shè)計(jì)工藝方案的選定精餾方式及設(shè)備選型等方案的選定和論證（包括考慮經(jīng)濟(jì)性；工藝要求等）繪制簡單流程圖2精餾塔的工藝計(jì)算物料衡算，熱量衡算，回流比、全塔效率、實(shí)際塔板數(shù)、實(shí)際進(jìn)料位置等的確定3塔板和塔體的設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)塔高、塔徑、溢流裝置及塔板布置等 4水力學(xué)驗(yàn)算繪制塔板負(fù)荷性能圖5塔頂全凝器的設(shè)計(jì)選型計(jì)算冷凝器的傳熱面積和冷卻介質(zhì)的用量6塔釜再沸器的設(shè)計(jì)選型計(jì)算再沸器的傳熱面積和加熱介質(zhì)的用量7進(jìn)料泵的選取選取進(jìn)

4、料泵的型號8繪圖繪制帶控制點(diǎn)的流程圖（CAD和手工繪制）9編寫設(shè)計(jì)說明書目錄，設(shè)計(jì)任務(wù)書，設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果，流程圖，參考資料等10答辯每班數(shù)不少于20人答辯 教研室主任簽名： 2013年11 月14日苯-甲苯混合液精餾塔設(shè)計(jì)摘要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)動下，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。本設(shè)計(jì)任務(wù)為精餾塔分離苯-甲苯混合物。對于二元混合物的分離，采用連續(xù)精餾過程。設(shè)計(jì)中采

5、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器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)溫度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罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，所以在設(shè)計(jì)中把操作回流比取最小回流比的1.9倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。關(guān)鍵詞：分離  苯  甲苯  浮閥精餾塔  設(shè)計(jì)計(jì)算北京理工大學(xué)珠海學(xué)院 課程設(shè)計(jì)目錄1方案的選擇及相關(guān)的物性數(shù)據(jù)11.1方案選擇11.1.1精餾裝置流程的確定11.1.2精餾操作條件的確定11.1.3進(jìn)料狀態(tài)11.1.4加熱方式11

6、.1.5回流比21.1.6塔板選擇22 精餾塔的工藝計(jì)算62.1 摩爾濃度及平均分子量計(jì)算62.2 相對揮發(fā)度的計(jì)算72.3最小回流比的計(jì)算及適宜回流比的選取82.4 全塔物料衡算82.5 精餾段和提餾段操作線方程92.6 逐板法計(jì)算理論板數(shù)和確定進(jìn)料板位置92.7 簡捷法計(jì)算理論塔板數(shù)及進(jìn)料位置確定102.8 全塔的效率計(jì)算112.9 實(shí)際板數(shù)和進(jìn)料位置113 精餾塔主要尺寸的計(jì)算123.1 精餾段和提餾段相關(guān)數(shù)據(jù)的計(jì)算123.1.1操作溫度123.1.2平均分子量123.1.3平均密度133.1.4 液體平均表面張力153.1.5 液體平均黏度163.1.6體積流率計(jì)算173.2精餾塔工藝

7、尺寸的計(jì)算183.2.1塔徑的計(jì)算183.2.2 溢流裝置的設(shè)計(jì)203.2.3塔板設(shè)計(jì)223.2.4 塔板流體力學(xué)計(jì)算243.2.5 塔體總高度計(jì)算304 附屬設(shè)備及接管尺寸的選取324.1 原料預(yù)熱器的設(shè)計(jì)324.1.1 熱負(fù)荷與蒸汽用量324.1.2 平均溫差324.1.3 估算傳熱面積和換熱器選取324.2 塔頂冷凝器熱負(fù)荷及冷去水用量334.3 塔底再沸器熱負(fù)荷及水蒸汽用量334.4 進(jìn)料泵的選取344.5 主要接管尺寸的選取354.5.1 進(jìn)料管選取354.5.2 回流管選取364.5.3 塔頂蒸汽管選取364.5.4 塔底進(jìn)汽管364.5.5 釜液出料管361方案的選擇及相關(guān)的物性

8、數(shù)據(jù)1.1方案選擇1.1.1精餾裝置流程的確定間歇精餾為非定態(tài)過程。在精餾過程中，釜液組成不斷降低。間歇精餾時全塔均為精餾段，沒有提餾段。因此，獲得同樣的塔頂、塔底組成的產(chǎn)品，間歇精餾的能耗必大于連續(xù)精餾。連續(xù)精餾操作精度高分離效果好 塔內(nèi)參數(shù)相對穩(wěn)定平衡 間歇精餾需要根據(jù)物料組分的沸點(diǎn) 逐一采出。連續(xù)精餾生產(chǎn)能力大 塔的效率高 間歇精餾要相對少些，所以選擇連續(xù)精餾1.1.2精餾操作條件的確定塔頂壓力：100kPa常壓下進(jìn)行精餾，因?yàn)楸颗c甲苯體系沸點(diǎn)很低，常壓下，100以內(nèi)就可以實(shí)現(xiàn)精餾操作。節(jié)省設(shè)備制作費(fèi)用，控制操作成本。1.1.3進(jìn)料狀態(tài)飽和液進(jìn)料 q=1,飽和氣液混合進(jìn)料0<q&l

9、t;1,過冷液進(jìn)料q>1過熱蒸汽進(jìn)料q<0飽和蒸汽進(jìn)料q=0.泡點(diǎn)進(jìn)料時進(jìn)料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制；此外，泡點(diǎn)進(jìn)料時精餾段和提餾段的塔徑相同，無論是設(shè)計(jì)計(jì)算還是實(shí)際加工制造這樣的精餾塔都比較容易，為此，本次設(shè)計(jì)中采取泡點(diǎn)進(jìn)料及飽和液進(jìn)料。1.1.4加熱方式 直接式換熱器，冷熱流體在傳熱設(shè)備中通過直接混合接觸的方式進(jìn)行熱量交換，其特點(diǎn)是傳熱效率高、設(shè)備結(jié)構(gòu)簡單。間壁式換熱器是工業(yè)生產(chǎn)中普遍采用的一種傳熱方式，在大多數(shù)情況下，參與傳熱的冷、熱流體是不允許直接接觸的。本方案采用間接式加熱1.1.5回流比 回流比增大，塔板數(shù)降低，回流比選擇適當(dāng)，操

10、作費(fèi)用最低1.1.6塔板選擇因?yàn)楦￠y塔是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩種塔板的優(yōu)點(diǎn)。它具有結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，造價(jià)低；塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大；由于閥片可隨氣量變化自由升降，故操作彈性大，因上升氣流水平吹入液層，氣液接觸時間較長故塔板效率較高。相關(guān)物性數(shù)據(jù)表1.1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式相對分子質(zhì)量M沸點(diǎn)/臨界溫度tc/臨界壓強(qiáng)pc/kPa苯(以A表示)C6H678.1180.1288.56833.4甲苯(以B表示)C6H5CH392.13110.6318.574107.7表1.2 常壓下苯-甲苯的汽液平衡數(shù)據(jù)溫度t/80.0185.4490.1195.58100.7

11、5105.05110.56液相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)x/%1007858.141.225.8130.00汽相中苯的摩爾分率y/%1009077.76345.626.20.00表1.3 苯和甲苯的液相密度溫度t/80859095100105110LA/(kg/m3)815.23809.67804.06798.38792.63786.82780.93LB/(kg/m3)811.56806.57801.53796.44791.3786.12780.88表1.4 苯和甲苯的黏度溫度t/80859095100105110LA/mPa0.320.3050.290.2760.2630.250.239LB/mPa0.

12、3210.3070.2930.280.2680.2560.244表1.5苯和甲苯的表面張力溫度t/80859095100105110A/(mN/m)21.1320.5019.8919.2718.6618.0517.44B/(mN/m)21.5721.0120.4519.8919.3418.8018.25表1.6 苯和甲苯的汽化潛熱溫度t/80859095100105110A/(kJ/kmol-1)30445.330215.929981.229740.729494.12924128981B/(kJ/kmol-1)34834.334604.534370.934133133

13、392.2表1.7 苯和甲苯的比熱容溫度t/80859095100105110苯的比熱容/J·kg-1·K-11771.681796.141820.921846.031871.511897.361923.62甲苯的比熱容/J·kg-1·K-11812.971835.21857.491879.861902.321924.871947.552 精餾塔的工藝計(jì)算2.1 摩爾濃度及平均分子量計(jì)算甲苯的摩爾質(zhì)量 苯的摩爾質(zhì)量 表2.1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式相對分子質(zhì)量M沸點(diǎn)/臨界溫度tc/臨界壓強(qiáng)pc/kPa苯(以A表示)C6H678.1180.1288.

14、56833.4甲苯(以B表示)C6H5CH392.13110.6318.574107.7已知： (2-1)原料液(苯)的摩爾組成:xF=0.478.110.478.11+0.692.13=0.440xD=0.9878.110.9878.11+0.0292.13=0.983xW=0.0278.110.0278.11+0.9892.13=0.024原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量原料液的平均摩爾質(zhì)量： 塔頂?shù)钠骄栙|(zhì)量： 塔底的平均摩爾質(zhì)量 2.2 相對揮發(fā)度的計(jì)算已知： (2-2)可算得T=85.44時， 得=2.565所得各個溫度結(jié)果列于表表2.2 苯-甲苯的汽液平衡物系相對揮發(fā)度溫度t

15、/80.0185.4490.1195.58100.75105.05110.56液相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)x/%1.000.750.550.350.200.100.00汽相中苯的摩爾分率y/%1.000.8850.7550.5660.3720.2080.00相對揮發(fā)度2.5652.5212.4222.3692.364由xF=0.440 yF=0.660 得 F=2.466由xD=0.983 yD=0.993 D=2.581由xW=0.024 yW=0.058 W=2.493精餾段的平均相對揮發(fā)度：1=2.524提餾段的平均相對揮發(fā)度：2=2.4802.3最小回流比的計(jì)算及適宜回流比的選取氣液相平衡方程的

16、相對揮發(fā)度是取溫度范圍內(nèi)的平均相對揮發(fā)度，由表2.2，去掉兩端純組分的，應(yīng)取85.44和105.05下的的平均值，即 將m代入式（2.2）中，得 采用泡點(diǎn)進(jìn)料： 故最小回流比為Rmin=xD-yqyq-xq=0.983-0.6600.660-0.440=1.468由成本計(jì)算可取最佳操作回流比R=1.9Rmiin=2.7892進(jìn)行計(jì)算2.4 全塔物料衡算生產(chǎn)能力：3萬噸/年（每年按300天生產(chǎn)日計(jì)算）即5th原料處理量 總物料衡算 苯的物料衡算 聯(lián)立解得 2.5 精餾段和提餾段操作線方程kmolh泡點(diǎn)進(jìn)料 q=1精餾段操作線方程為： （2-3）提餾段操作線方程為： （2-4）2.6 逐板法計(jì)算理

17、論板數(shù)和確定進(jìn)料板位置因塔頂采用全凝器，則有y1=xD=0.983,由相平衡方程x1=y12.467-1.467y1=0.9832.467-1.467*0.983=0.959由精餾段操作線方程式（2.3）計(jì)算 y2y2=0.736x1+0.259=0.763*0.959+0.259=0.965以此類推，直到xnxF(泡點(diǎn)進(jìn)料，xF=xq),改換提餾段操作線方程式（2.4），再與相平衡方程交替使用，直到xmxW（包括再沸器）為止，計(jì)算結(jié)果列于表2.3表2.3 逐板法計(jì)算理論板數(shù)組分第1級第2級第3級第4級x1y1x2y2x3y3x4y4苯甲苯0.9590.0410.9830.0170.9180.

18、0820.9650.0350.8530.1470.9350.0650.7610.2390.8870.113第5級第6級第7級xnxf第8級第9級x5y5x6y6x7y7x8y8x9y90.6470.3530.8190.1810.5290.4710.7350.2650.4280.5720.6490.3510.3460.6540.5660.4340.2540.7460.4560.544第10級第11級第12級第13級第14級xm<xwx10y10x11y11x12y12x13y13x14y140.1680.8320.3320.6680.1010.8990.2170.7830.0560.944

19、0.1280.8720.0280.9720.0670.9330.0120.9880.0300.070由上表可知，理論塔板為14塊（包括再沸器），其中精餾段有6塊，第7塊塔板為進(jìn)料板。2.7 簡捷法計(jì)算理論塔板數(shù)及進(jìn)料位置確定2.7.1 全塔理論板數(shù)N因q=1，xq=xF ， 則 由芬斯克方程有 （不包括再沸器）所以可得 由吉利蘭關(guān)聯(lián)圖查得 解得 所以，全塔理論板數(shù)N=13（不包括再沸器）2.7.2 進(jìn)料板位置利用芬斯克方程計(jì)算精餾段最少理論塔板數(shù)，即 解得 N=6.834所以，加料板位置為從塔頂向下的第7塊塔板2.8 全塔的效率計(jì)算板效率與塔板結(jié)構(gòu)、操作條件、物質(zhì)的物理性質(zhì)及流體力學(xué)性質(zhì)有關(guān)，

20、它反映了實(shí)際塔板上傳質(zhì)過程進(jìn)行的程度。板效率可用奧康奈爾公式計(jì)算混合物的黏度, 查表得： 苯=0.291mPas, 甲苯=0.294mPas，查表得： 苯=0.283mPas, 甲苯=0.287mPas精餾段： 1=苯x1+甲苯1-x1=0.292mPas.Et=0.4911-0.245=0.528 提餾段：x2=xW+xF2=0.5042=苯x2+甲苯1-x2=0.284mPas.Et=0.4922-0.245=0.534 全塔效率： 2.9 實(shí)際板數(shù)和進(jìn)料位置 所以全塔所需實(shí)際塔板數(shù)為27塊，加料板位置在第14塊3 精餾塔主要尺寸的計(jì)算3.1 精餾段和提餾段相關(guān)數(shù)據(jù)的計(jì)算3.1.1操作溫度

21、由圖1.2可知，將xD、xF、xW分別代入對應(yīng)曲線的方程，即： 精餾段平均溫度： 提餾段平均溫度： 3.1.2平均分子量塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由xD=y1=0.983,代入相平衡方程得x1=0.959 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由上面理論板的算法，得yF=0.649， xF=0.428 塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xW=0.024,由相平衡方程，得yW=0.044 精餾段平均摩爾質(zhì)量 提餾段平均摩爾質(zhì)量 3.1.3平均密度操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力P100 kPa每層塔板壓降 P0.7 kPa進(jìn)料板壓力100+0.7×6104.2 kPa塔底操作壓力=100+0.7×14109.8

22、kPa精餾段平均壓力（100+104.2）2102.1 kPa提餾段平均壓力=（104.2+109.8）/2 =107 kPa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 提餾段的平均氣相密度 液相平均密度計(jì)算由液相密度數(shù)據(jù)可得苯與甲苯的密度與溫度關(guān)系曲線方程如下：苯： 甲苯： 塔頂液相平均密度的計(jì)算由 ，代入方程得 塔頂液相的質(zhì)量分率 得進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由 ，代入方程得進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率 得塔底液相平均密度的計(jì)算由 ，代入方程得塔底液相的質(zhì)量分率 得精餾段液相平均密度為：提餾段液相平均密度為：3.1.4 液體平均表面張力由公式：及查圖表所得苯與甲苯的表面張力與溫

23、度關(guān)系曲線方程可以計(jì)算液體表面張力苯與甲苯的密度表面張力與溫度關(guān)系曲線方程如下：苯： （3-1）甲苯： （3-2）塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由 ，代入方程得：進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由 ，代入方程得：塔底液相平均表面張力的計(jì)算由 ，代入方程得：精餾段液相平均表面張力為 提餾段液相平均表面張力為 3.1.5 液體平均黏度由公式：及查圖表所得苯與甲苯的黏度與溫度關(guān)系曲線方程可以計(jì)算液體黏度苯與甲苯的黏度與溫度關(guān)系曲線方程如下：苯： （3-3）甲苯： （3-4）塔頂液相平均黏度的計(jì)算由 ，代入方程得： 得同理進(jìn)料板液相平均黏度的計(jì)算由 代入方程得： 塔底液相平均黏度的計(jì)算由 ，代入方程得： 精餾

24、段液相平均黏度為 3.1.6體積流率計(jì)算 1精餾段體積流率由公式有： 則有： 2提餾段體積流率進(jìn)料方式為泡點(diǎn)進(jìn)料，即 ， 3.2精餾塔工藝尺寸的計(jì)算3.2.1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 3.1 板間距與塔徑關(guān)系塔徑DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距HT，mm200300250350300450350600400600對精餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；查史密斯關(guān)聯(lián)圖 可知C20=0.074；依式校正物系表面張力為時可取安全系數(shù)為0.

25、7，則（安全系數(shù)0.60.8），故按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.1m,則空塔氣速對提餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；查圖 可知C20=0.068；依式校正物系表面張力為時可取安全系數(shù)為0.7，則（安全系數(shù)0.60.8），故按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.2m,則空塔氣速將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定，對于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設(shè)計(jì)塔的時候塔徑取1.2m。3.2.2 溢流裝置的設(shè)計(jì)精餾段因塔徑D1.2m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項(xiàng)計(jì)算如下： 溢流堰長：單溢流區(qū)lW=（0.60.8）D，取堰長為0.60D=0.60×1.2

26、0=0.72m出口堰高： ， ，因溢流強(qiáng)不大，近似取溢流收縮系數(shù)E=1,則故 降液管的寬度與降液管的面積：由查弓形降液管的寬度與面積圖可得，故 ， 利用計(jì)算液體在降液管中停留時間以檢驗(yàn)降液管面積，即（大于5s，符合要求） （1）降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（0.07-0.25m/s）依式得：滿足條件，故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理 （2）受液盤 采用平行形受液盤，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為60mm 提餾段因塔徑D1.2m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項(xiàng)計(jì)算如下： a)溢流堰長：單溢流區(qū)lW=（0.60.8）D，取堰長為0.60D=0.60×1.20=0.72mb

27、)出口堰高：，因溢流強(qiáng)不大，近似取溢流收縮系數(shù)E=1,則故 （3）降液管的寬度與降液管的面積：由查弓形降液管的寬度與面積圖可得，故 ， 利用計(jì)算液體在降液管中停留時間以檢驗(yàn)降液管面積，即（大于5s，符合要求） （4）降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（0.07-0.25m/s）依式：滿足條件，故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理（5）受液盤 采用平行形受液盤，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為60mm3.2.3塔板設(shè)計(jì) (1) 塔板的分塊因D1200mm，故塔板采用分塊式。塔極分為4塊。對精餾段：取閥孔動能因子 孔速 每層塔板上浮閥數(shù)目 取邊緣區(qū)寬度 由于小塔邊緣區(qū)寬度取 破沫區(qū)寬度 由于D=1.2m<1.

28、5m故取 計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積用計(jì)算鼓泡區(qū)面積，解得， 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距 估算排列間距 開孔率：本例所處理是物系無腐蝕性，可選用碳鋼板。開孔率對提餾段：取閥孔動能因子 孔速 每層塔板上浮閥數(shù)目 取邊緣區(qū)寬度 由于小塔邊緣區(qū)寬度取破沫區(qū)寬度 由于D=1.2m<1.5m故取計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積用計(jì)算鼓泡區(qū)面積，解得， 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距 估算排列間距 開孔率：本例所處理是物系無腐蝕性，可選用碳鋼板。開孔率3.2.4 塔板流體力學(xué)計(jì)算 1 汽相通過浮閥塔板的壓降依據(jù) ， 來計(jì)算精餾段：干板阻力 因 ，故板上充氣液層阻力取

29、 ， ，則液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，通?？珊雎圆挥?jì)。與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋禾狃s段干板阻力 因 ，故板上充氣液層阻力取 ， ，則液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，通?？珊雎圆挥?jì)。與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋?2 淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中的清液層高度 ， （3-5）精餾段單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐?液體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨劝迳弦簩痈叨?， 則取 ，已選定 ， ，則可見 ，所以符合防止淹塔的要求。 提餾段單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐?液體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨劝迳弦簩痈叨?， 則取 ，已選定 ， ，則可見 ，所以符

30、合防止淹塔的要求。 3霧沫夾帶板上液體流經(jīng)的長度 板上液流面積 取物性系數(shù) ，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù) 對于大塔，為了避免過量霧沫夾帶，應(yīng)該控制泛點(diǎn)率不超過80%，由以上計(jì)算可知，霧沫夾帶能夠滿足。提餾段取物性系數(shù) ，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù) 對于大塔，為了避免過量霧沫夾帶，應(yīng)該控制泛點(diǎn)率不超過80%，由以上計(jì)算可知，霧沫夾帶能夠滿足。 4 塔板負(fù)荷性能圖 霧沫夾帶線據(jù)此式可作出負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率80%計(jì)算精餾段由上式知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個 值，可算出 提餾段在操作范圍內(nèi)任取兩個值，可算出結(jié)果見表 表3.2 霧沫夾帶線計(jì)算結(jié)果精餾段提餾段0.0020.011.090.920.002

31、0.011.010.85 液泛線 （3-6）由此確定液泛線，忽略式中 。而 （3-7）精餾段整理得： 提餾段整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取若干個 值，可計(jì)算出相應(yīng) ，計(jì)算結(jié)果見表 表3.3 液泛線計(jì)算結(jié)果精餾段提餾段0.0010.0030.0040.0072.682.372.211.700.0010.0030.0040.0072.732.472.362.05 液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證降液管內(nèi)停留時間不低于 。液體在降液管內(nèi)停留時間 以 作為液體在降液管內(nèi)停留時間的下限，則 漏液線對于 型重閥，依 作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則 （3-7）精餾段 提餾段 液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度 作

32、為液相負(fù)荷下限線條件，作出液相負(fù)荷下限線，該線為與汽相流量無關(guān)的直線。取 ，則計(jì)算得 由以上 作出塔板負(fù)荷性能圖精餾段：提餾段： 由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)（設(shè)計(jì)點(diǎn)）處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置；塔板的氣液相負(fù)荷上限完全由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制；按固定的液汽比，由圖可查出塔板的汽相負(fù)荷上限 ，汽相負(fù)荷下限 。精餾段操作彈性 提餾段操作彈性 浮閥塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總見表3.43.2.5 塔體總高度計(jì)算塔總體高度利用下式計(jì)算： （3-8） 1 塔頂封頭封頭分為橢圓形、蝶形封頭等幾種。本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由公稱直徑 ，查書附錄得曲面高度 ，直邊高度 ，內(nèi)邊面積

33、 ，容積 。則封頭高度。 表3.4浮閥塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總序號項(xiàng)目計(jì)算數(shù)據(jù)備注精餾段 提餾段1234567891011121314151617181920塔徑/m板間距/m塔板類型空塔氣速/（m/s）堰長/m堰高/m板上層高度/m降液管底隙高度/m浮閥數(shù)/個閥孔氣速/(m/s)浮閥動能因子臨界閥孔氣速/(m/s)孔心距/m排間距/m單板壓降/pa降液管內(nèi)清液層高度/m泛點(diǎn)率/%汽相負(fù)荷上限汽相負(fù)荷下限操作彈性1.1 1.20.4 0.4單溢流弓形降液管0.83 0.680.72 0.720.046 0.0390.06 0.060.0278 0.0591103 10556.46 6.1811 111.024 1.0260.1 0.10.079 0.079558.83 557.540.1326 0.133358.96 65.231.12 1.040.358 0.3523.13 2.94分塊式塔板等腰三角形叉排同一橫排孔心距相鄰橫排中心距霧沫夾帶控制漏液控制 2 塔頂空間 設(shè)計(jì)中取塔頂間距 ，考慮到需要安裝除沫器，所以選取塔頂空間1.2m。 3 塔底空間 塔底空間高度 是指從塔底最下一層