苯甲苯板式精馏塔设计

《苯甲苯板式精馏塔设计》由会员分享，可在线阅读，更多相关《苯甲苯板式精馏塔设计（43页珍藏版）》请在装配图网上搜索。

1、西学院Hexi University原理课程设计目院业号名用 初 导 题学专学姓指苯-甲苯板式精微塔设计化学化工学院化学工程与工艺20142100152016年11月22日化工原理课程设计任务书一、设计题目苯-甲苯分离板式精储塔设计二、设计任务及操作条件1 .设计任务生产能力(进料量)6 万吨/年操作周期 每年300天，每天24小时运行进料组成含甲苯40%(质量分率，下同)塔顶产品组成甲苯含量低于2%塔底产品组成甲苯含量高于 99.5%2 .操作条件操作压力常压进料热状态自选塔底加热蒸汽压力0.5MPa( 表压)单板压降0 0.7kPa3 .设备型式筛板或浮阀塔板4 .厂址张擅三、设计内容1

2、.设计方案的选择及流程说明2 .塔的工艺计算3 .主要设备工艺尺寸设计(1)塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定(2)塔板的流体力学校核(3)塔板的负荷性能图(4)总塔高、总压降及接管尺寸的确定4 .辅助设备选型与计算：再沸器、冷凝器5 .设计结果汇总6 .工艺流程图及精储塔设备条件图7 .设计评述目录1. 绪论 1.1.1 精馏原理及其在化工生产上的应用 1.1.2 塔设备简介1.1.3 设计要求 2.1.4 精馏操作对塔设备的要求 2.1.5 常用板式塔类型及本设计的选型3.1.6 筛板塔 3.1.7 工艺条件的确定和说明 3.1.8 确定设计方案的原则 5.1.9 物料流程简图 6.2. 精馏

3、塔的物料衡算6.2.1 原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率62.2 物料衡算 7.2.3 塔板计算 7.2.3.1 理论塔板数求取 7.2.4 全塔效率计算9.2.5 实际塔板数计算 102.6 有效塔高计算 103. 精馏塔有关工艺及物性数据计算1.03.1 操作压力的计算 103.2 平均密度的计算 113.2.1 气相平均密度的计算 1.13.2.2 液相平均密度的计算 1.13.2.3 液体表面张力的计算 1.23.2.4 液相平均粘度的计算 1.23.2.5 气液负荷计算 133.3 塔径的计算 1.33.4 塔板主要工艺尺寸计算 1.53.4.1 溢流装置计算1.5.3.4.2 塔板

4、布置 1.7.4. 筛板的流体力学验算、单板压降1.84.1 精馏段筛板的流体力学验算和单板压降 1.84.2 提馏段筛板的流体力学验算和单板压降 2.04.4 塔板负荷性能图 2.2.4.4.1 精馏段塔板负荷性能图 2.24.4.2 提馏段筛板负荷性能图 2.54.5 设计计算结果总结2.8.5. 精馏塔附件设计3.0.5.1 接管 3.0.5.2 筒体与封头 3.1.5.3 除沫器3.2.5.4 裙座 3.2.5.5 人孔 3.3.5.6 塔体总高度设计3.3.5.6.1 塔的顶部空间高度3.35.6.2 塔体高度 3.3.5.7 附属设备设计3.3.5.7.1 冷凝器的选择3.3.5.

5、7.2 再沸器的选择3.4.6. 总结3.5.参考文献3.6.致谢3.7.苯- 甲苯分离板式精馏塔工艺设计卢婷摘要 ： 本设计采用筛板塔分离苯甲苯混合物，通过图解理论板法计算得出理论板数为16块， 回流比为 1.96， 算出塔板效率0.6， 实际板数为 26.3块， 进料位置为第 16块，在筛板塔主要工艺尺寸的设计计算中得出， 塔径为 1.6米， 塔高 17.9米， 每层筛孔数目为216。通过筛板塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。同时还对精馏塔的辅助设备进行了选型计算。关键词 ：苯，甲苯，精馏，筛板塔1. 绪论1.1 精馏原理及其在化工生产上的应用化工生产常需进行二元液相混合物的分离

6、以达到提纯或回收有用组分的目的， 精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。广泛应用于炼油、化工、轻工等领域。蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异， 即各组分在相同的压力、 温度下， 其挥发性能不同 （ 或沸点不同 ） 来实现分离目的。 以本设计所选取的苯- 甲苯体系为例， 加热苯 （ 沸点 80.1 ）和甲苯 （沸点 110.6） 的混合物时, 由于苯的沸点较低（即挥发度较高） 。所以苯易从液相中汽化出来。 若将汽化的蒸汽全部冷凝， 即可得到苯组成高于原料的产品， 依此进行多次汽化及冷凝过程， 即可将苯和甲苯分离。 经过多次

7、部分汽化部分冷凝，最终在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分。1.2 塔设备简介塔设备是炼油、 化工、 石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。 根据塔内气液接触件的结构型式，可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质、 热传递， 气液相组成成阶梯变化， 属逐级接触逆流操作过程。 填料塔内有定高度的填料层， 液体自塔顶沿填料表面下流， 气体逆流而上（也有并流向下者）与液相接触进行质、热传递， 气相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求：1）生产能力大；（ 2）传质、传热效率高；（ 3）气流的摩擦阻

8、力小；（ 4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（ 5）结构简单，材料消耗少；（ 6）制造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，因此，设计者应根据塔型特点、物系性质、生产工艺条件、操作方式、设备投资、操作与维修费用等技术经济评价以及设计经验等因素，依矛盾的主次，综合考虑，选择适宜的塔型。在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收，解吸，精馏，萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。 塔设备就是使气液成两相通过紧密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。1.3 设计要求设计条件：体系：苯-甲苯体系已知：进料量F=60000 吨/年操作周

9、期 7200 小时 / 年进料组成：甲苯40% （质量分率，下同）塔顶产品组成甲苯含量低于2%塔底产品组成甲苯含量高于99.5%操作条件：塔顶压强为常压（表压 ）进料热状况为泡点进料加热蒸汽为饱和水蒸汽（0.5MPa表压）单板压降小于0.7MPa冷公用工程为循环水20 -40设备形式 : 筛板式精馏塔厂址 : 张掖1.4 精馏操作对塔设备的要求工业上对塔设备的主要要求 :（1）生产能力大；（2）传质、传热效率高；（3）气流的摩擦阻力小； （4）操作稳定，适应性强，操作弹性大； （5）结构简单，材料消耗少； （6）制 造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。1.5 常用板式塔类型

10、及本设计的选型塔设备大致可以分为两类，一类是有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、 舌形、 S 形、 多降液管塔板等； 另一类是无降液管塔板， 如传流式筛板 （栅板） 、穿流式波纹板等。工业上应用较多的是有降液管的浮阀、筛板和泡罩塔板等。板式塔是化工生产中广泛采用的一种传质设备， 板式塔的塔盘结构是决定塔特性的关键，常用塔板有泡罩形、浮阀形、筛板形、舌形及浮动喷射形等。对于苯- 甲苯体系，本设计选用筛板塔。1.6 筛板塔筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板（孔径为3 8mm）和大孔径筛板（孔径为10 25mm）两类。工业应用小以小孔径筛板

11、为主， 大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离粘度大、易结焦的物系）。筛板的优点是结构简单， 造价低； 板上液面落差小， 气体压降低， 生产能力较大；气体分散均匀， 传质效率较高。 筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点： 生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，应用日趋广泛。（1） 筛板塔设计是在有关工艺计算已完成的基础上进行的。对于气、液恒摩尔流的塔段，只需任选其中一块塔板进行设计，并可将该设计结果用于此塔段中。例如，全塔最上面一

12、段塔段， 通常选上面第一块塔板进行设计； 全塔最下面一段塔段， 通常下面一块塔板进行设计。这样计算便于查取气液相物性数据。（2） 若不同塔段的塔板结构差别不大，可考虑采用同一塔径，若不同塔段塔板的筛孔数、空心距与筛孔直径之比t/d0可能有差异。对筛孔少、塔径大的塔段，为减少进塔壁处液体 “短路 ” ， 可在近塔壁处设置挡板。 只有当不同塔段的塔径相差较大时才考虑采用不同塔径，即异径塔。1.7 工艺条件的确定和说明（ 1）操作压力塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质， 兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑， 一般有 下列原则：压力增加

13、可提高塔的处理能力， 但会增加塔身的壁厚， 导致设备费用增加； 压力增加， 组分间的相对挥发度降低， 回流比或塔高增加， 导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时， 塔顶蒸汽可以用普通冷却水进行冷却， 一般不采用加压操作。操作压力大于1.6MPa才能使普通冷却水冷却塔顶蒸汽时，应对低压、冷冻剂冷 却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。考虑利用较高温度的蒸汽冷凝热， 或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝， 且压力 提高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作。真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用， 而且由于真空下气体体积增 大，需要的塔径增加

14、，因此塔设备费用增加。综合考虑以上因素本设计采用常压精馏。（ 2）进料状态精储塔的进料情况有五种：冷进料；泡点进料；气液混合进料；饱和蒸汽进料； 过热蒸汽进料。为了便于分析，令q二（每公斤分子进料液体变成饱和蒸所需热量）/（每公斤分子进料的汽化潜热）从上式可以看出： 冷进料时 q1， 泡点进料时q=1,气液混合进料时0q1,饱和蒸汽进料时q=0,过热蒸汽进料时q0。当 进料状况发生变化 （ 回流比、塔顶馏出物的组成为规定值） 时， q 值也将发生变化，这直接影响到提馏段回流量的改变， 从而使提馏段操作线方程式改变， 进料板的位置也 随之改变， q 线位置的改变， 将引起理论塔板数和精馏段、 提

15、馏段塔板数分配的改变。 对于固定进料状况的某个塔来说， 进料状况的改变， 将会影响到产品质量及损失情况 的改变。（ 3）加热方式精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于苯- 甲苯体系中，苯是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，甲苯为重组分由塔底排出。所以本设计应采用再沸器提供热量，采用85kpa压力下加热。（ 4）冷却剂与出口温度本设计中采用的冷却剂为冷工程用水20-40 ，易于操作条件的控制。冷却水出口温度过高， 则冷却效果不佳； 反之， 如果温度过低， 冷却水用量较大，增加了成本。综合考虑这两方面因素，本设计的冷却水出口温度选为40。( 5)回流比本设计

16、任务为分离苯、 甲苯混合物。 对于二元混合物的分离， 应采用连续精馏流程。 设计中采用泡点进料， 将原料通过预热加热至泡点后送入精馏塔内。 塔顶上升争气采用全凝器冷凝， 冷凝液在泡点下一部分回流至塔内， 其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。 该物系属难分离物质， 最小回流比较大， 故操作回流比取最小回流比的2 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。( 6)热能的利用精馏过程的热效率很低， 进入再沸器的能量的95%以上被塔顶冷凝器中冷却介质带走，仅约5%的能量被有效地利用。塔顶蒸汽可用作低温系统的热源，或通入废热锅炉产生低压蒸汽， 供别处使用。 在考虑充分利用热能的同时， 还应考虑

17、到所需增加设备的投资和由此给精馏操作带来的影响。 塔顶冷却水的热量， 通过水介质导出， 可用周边生活区的供暖。1.8 确定设计方案的原则总的原则是尽可能多地采用先进的技术， 使生产达到技术先进、 经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。(1) 满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。 由于工业上原料的浓度、 温度经常有变化， 因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性， 可方便地进行流量和传热量的调节。 设置必需的仪表并安装在适宜部位， 以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。(2) 满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的

18、费用，如合理利用塔顶和塔底的废热， 既可节省蒸汽和冷却介质的消耗， 也能节省电的消耗。 回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响， 因此必须选择合适的回流比。 冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响， 减少冷却水用量， 操作费用下降， 但所需传热设备面积增加， 设备费用增加。 因此， 设计时应全面考虑， 力求总费用尽可能低一些。(3)保证生产安全生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆产品。 塔体大都安装在室外， 为能抵抗大自然的破坏， 塔设备应具有一定刚度和强度。2.2物料衡算图1物料流程简图2.精储塔的物料衡算2.1 原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率进料量：F=60

19、000吨/年苯的摩尔质量：Ma=78.11 kg/kmol60/78.11甲苯的摩尔质量：Mb=92.13 kg/kmolxF=0.639F 60?78.11+40?92.13XD= 98?78.11 + 2?92.13=0.9830.5/78.1198?78.11Xw=z=0.006W 0.5?78.11 + 95.5?92.13原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量Mf=0.639 X 78.1 (1-0.639) X 92.13=83.17 kg/kmolMd=0.983 x 78.1 (+-0.983) 乂 92.13=78.348 kg/kmolMW=0.006 X 78.1 (+-0

20、.006) X 92.13=92.046 kg/kmol原料液处理：F= 6000000?300X 24X85.1=92.912 kg/kmol总物料衡算：F=D+W=92.912 kg/kmol苯物料衡算：0.639F=0.983D+0.006W联立得：D=63.437 lg?kmol W=34.475 kg?kmol2.3 塔板计算2.3.1 理论塔板数求取(1)相对挥发度的求取表一苯甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6PA101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0pB40.046.054.063.374.386.0101.33米用图

21、解法求理论塔板数?=101.33 _:2.5325?=116.9 _2.541340.0 -46.0 =?=?=155.7 _63.3 =204.2 _2.4602.3744?=179.2 _74.3 =2.411886.0 =民=? = 2.4631表二平衡线数据x0.10.20.30.40.50.60.70.80.9y0.21490.38120.51560.62160.71130.78710.85180.90790.9596(2)最小回流比的求取采用作图法求最小回流比，自点e(0.6389,0.6355)乍垂线ef,即为进料线，q线该线与平衡线的交点为(0.6389,0.8127)yq=0

22、.81275=0.63892.4全塔效率计算故最小回流比 Rmin = xD-yq?yq-xq =0.9799取操作回流比 R=2Rmin =1.9598图2理论塔板图(3)精储塔的气液相负荷计算L=RD=1.9598 乂 63.437=124.3238kmol ?hV=(R+1)D=(1.9598+1) X63.437=187.7608mol?hL=L+F=124.3238+92.912=217.2358kmol?h_ I_ _ _V =V=187.7608 kmol?h(4)操作线方程的计算精微段：yn+1 = RR1Xn+R+1=0.6621Xn+0.3321提储段：y = -L+q x

23、m- -Wx =1.1886xm-0.0011m+1 L+qF-W m L+qF-Wm(5)理论板层数求取如图所示，总理论板层数为16块（包括再沸器）进料板在第7块F=87.887CD=80.3675 cW=110.17C(1)温度的计算 由内差法计算得： 87.63-88.88tF-87.63tF=F 0.65-0.60.639-0.65* _80.21-80.66_ tD-80.21tD = 0.99-097 = 0.983-0.99 _110.56-109.91_tW-110.56 tW0-0.010.006-0精微段平均温度：t产tF+tD ?2 =84.127C提储段平均温度：t2=

24、 tF+tW?2 =99.029C (2)平均摩尔质量的计算精微段平均温度：t1 =84.127 C 液相组成 X1：833.3382.25?0.850.9=84.127-83.33/x1-0.85 x1=0.8131 气相组成 y1:833.33-82.25?0.936-0.959 =84.127-83.33/?-0.936y1=0.8190ML1 =0.8131 X 78.11+(1-0.8131)X 92.13=8g?303olMV1 =0.9190 X 78.11+(1-0.9190)X 92.13=脸.2ksol提储段平均温度：t1 二99.027 C液相组成 X2：100.75-9

25、8.84?0.2-0.25=99.029-100.75/y1-0.85x2=0.2450气相组成 y2：100.75-98.84?0.37-0.44 =100.75-98.84/?-0.37y2=0.435ML2 =0.2450 X 78.11+(1-0.2450)X 92.13=峋？5molMV2=0.4351 X 78.11+(1-0.4351)X 92.13=8g.0299ol(3)平均粘度计算 查表得：年=0.2971mPa?s甲苯=0.3013mPa?s蛛二0.2576mPa?s甲苯=0.0313mPa?s精微段:1 =0.2971 X 0.8131+0.03131-0.8131)=

26、0.2979 mFa?s提储段：丹=0.2576 X 0.245+0.0313( 1-0.245) =0.0867 mR?s 由平均粘度公式计算得：仙=0.639 X 0.2979+0.361 乂 0.0867=0.2?2mP(4)相对挥发度的计算精微段：xA=0.8131 yA=0.919得 xB=0.1869 yB=0.081yAXB 0.919 x 0.1869一 = 0.8131 X0.087.6079提储段：xA=0.2450 yA=0.4351得 xB=0.7550 yB=0.5649产丝=0.4351 X 0.752yBxA 0.5649 X 0.245根据奥康奈尔公式计算全塔效

27、率ET=0.49( a 0.245 =0.572.5 实际塔板数计算精微段：N精= 6?0.57=10.映提储段：N提=9?0.57=15.8ftNp=10.5+15.8=26砚2.6 有效塔高计算精微段：Z精=（N精-1） Ht=9.5 X0.4=3.8m提储段：Z提=（N提-1） Ht=14.8 X 0.4=5.92m在开两个个人孔，其高度为0.8m,故有效高度为：Z=0.8+0.8+3.8+5.92=11.32m3.精储塔有关工艺及物性数据计算3.1 操作压力的计算单板压降：？p=0.7kpa塔顶操作压力：PD=85kpa进料板压力：Pm=85+0.7 X 12=93.4 kpa塔底压力

28、：Pw=93.4+0.7 X 13=102.5kpa精微段平土 压力：PM = (85+93.4)?2 =89.2 kpa提储段平土匀压力:Pm = (102.5+93.4)?2 =97.95 kpa3.2 平均密度的计算3.2.1 气相平均密度的计算由理想气体状态方程计算得：精储段：q. = PMM-m =2.379 kg/m3vm RTm提储段：pVm = PMMVm =2.723 kg/m3 m RT m3.2.2 液相平均密度的计算液相平均密度依下式计算：1aA aB=十(m (A任B塔顶液相的平均密度：tD=80.3675 c 查得：%=814.574kg?m3b=809.642kg

29、?m3PLDm=814.332kg?m3进料板液相的平均密度：tF=87.887C 查得：%=806.125kg?m3b=802.234kg?m3PLFm =804.505kg?m3精储段液相平均密度：pLm =809.419 kg/m3塔底的液相平均密度：tW=110.17C 查得：以二780.492 kg?m3b=779.98 kg?m3Mm =780.031 kg?m3提储段的液相平均密度:pLm =792.268 kg/m33.2.3 液体表面张力的计算液体表面张力依下式计算：n0Lm -汇 xi 4i=1塔顶液相表面张力：tD=80.3675 c查得：(A =21.226 mN?m

30、B=21.650 mN?m0LDm =0.983 X 21.22G+-0.983) 乂 21.650=21.23mN?m进料板液相表面张力：tF=87.887C查得：(A=20.316 mN?mB=20.822 mN?m0LFm =0.639 X 20.3161-0.639) 乂 20.822=20.499mN?m精馏段液相平均表面张力：cLm=20.866mN?m塔底液相表面张力：tW=110.17C查得：(A=17.650 mN?mB=18.397 mN?moLWm =0.006 X 17.65Q+-0.006) 乂 18.397=18.39mN?m提馏段液相平均表面张力：dm =19.4

31、46mN?m3.2.4 液相平均粘度的计算精馏段平均温度：t1=84.127C查得：以=0.2971 mPa?sB=0.3013mPa?s精馏段平均粘度：生m =0.2971 X 0.8131+0.30131-0.8131) =0.2979mPa?s提馏段平均温度：t2=99.029C查得：以=0.2576 mPa?sB=0.0313mPa?s提馏段平均粘度：pLm=0.2579 X 0.245+0.03131-0.245)=0.0867mPa?s3.2.5 气液负荷计算精微段：Vs=VM Vm?3600 喘=1.73 (m3/s)LS= LM Lm ?3600 q_m =0.0035 (m3

32、/s)提储段：Vs=VM vm?3600(Vm =1.64 (m3/s)LS= LM Lm ?3600 &m =0.0067(m3/s)3.3 塔径的计算板间距Ht的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操 作弹性，以及塔的安装，检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。表三板间距与塔径关系塔径mm0.30.50.50.80.8-1.61.62.42.44.0板间距mm200300250350300450350450400-600精储段初选板间距Ht=0.4,取板层上精液高度hL=0.06mHT-hL =0.4-0.06=0.34 m0.5 _ 0.0035809.42 0.5

33、_一( 1.73 ) 2.379)=0.037am小尾-C,75mBB&SSSlii&ii：!。,02 QM 仇Q4o.oe O.OU QAO0 30 O.jQ a 40a60 5sLh降液管底隙高度h00.0036 X 3600符合要求)取液体在降液管底部流过的速度u0=0.15m/sh0=Lh0.0036 义 3600 =0.025m3600lwU0 3600X0.15 X 0.96hw-h0=0.043-0.025=0.018m0.006m满足条件，故降液管底隙高度设计合理 受液盘: 采用平行受液盘，不设进堰口，深度为 60mm提储段溢流堰长lw：单溢流区lw= (0.60.8) D,取

34、堰长lw=0.60D=0.96 m出口堰高hw：hw=hL-how9鬻=。.6D 1.6Lh0.0036 X 36001W50.962.5=14.35查液流收缩系数计算图:图5液流收缩系数计算图E=1.0422h =当ow 1000（匕*的 严36; 3600=0.017 mlw，10000.96）hw =hL -how =0.06-0.017=0.043m降液管的宽度Wd和AfAf _ _ _AT =0.056Wd=0.124D=0.124 Xl.6=0.198mAf=0.056AT=0.056 344 X 1.6=0.113m2液体在降液管中停留的时间：3600ATHT 3600X0.11

35、3 X0.49 =TT =5.265s符合要求）Lh 0.00863600降液管底隙高度h0取液体在降液管底部流过的速度U0=0.07m/sLh 0.0036 X 3600h0= =0.02m0 3600lwu0 3600X0.07 X0.96hw-h0=0.043-0.02=0.023m0.006m满足条件，故降液管底隙高度设计合理受液盘:采用平行受液盘，不设进堰口，深度为 60mm 3.4.2塔板布置塔板的分块因为D1200mm,故，塔板采用分块式，对精储段取边缘宽度由于小塔边缘宽度取30mm-50mm.所以，Wc=0.04m安定区宽度由于D=1.6m1.5m,故，Ws=80-110mm取

36、 Ws=0.08m s开孔区面积Aa=2xVR2-x2+喘 sin-1 x 180 RD 1.6r= 2-WC=-2-0.04=0.761.6Aa=2X0.682 初762-0.6822+3.14 X0.-26-tt sin 1801 0.682 Vx= 2 -(Wd+Ws) = -2 -0.118=0.682筛孔数n与开孔率本例处理苯甲苯混合物，无腐蚀性，可算用 k3mm碳钢板，取筛板直径 d0=5mm,筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=3 x 5=15mm n=U55* =5621个图6筛孔的正三角形排列A0 = 0.907?(与 =0.101Aad。每层板上的开孔面积为筛孔气速A0=?A

37、a=0.111m2VS 1.64u0= =14.77m/s0 A0 0.1114.筛板的流体力学验算、单板压降4.1 精微段筛板的流体力学验算和单板压降(1)干板阻力hc计算图7干筛孔流量系数图查干筛孔流量系数图可得：C0=0.841 P. uohc=2g?”_1X 2.379 X(1155)=0.028m(液柱)2X9.81 809.42 v 0.84)(2)气体通过液层的阻力hi计算Vsu =a AtAh1= B k1.73 =0.9m/s 2.01-0.113 11F0=u0vz&m=0.9 2.379=1.388 kg2? (s?rm)查充气系数关联图得:图8充气系数关联图B =0.6

38、2故 h1=H=0.62 X 0.06=0.0372m液柱)(3)液体表面张力的阻力计算4H.4X0.020866、h苗=809.419 X9.81 X0.08即2102m(液柱)气体通过每层塔板的液柱高度hphp=hc+h1+h0.028+0.0372+0.002102=0.067m侬柱)气体通过每层塔板的压降?Pp=hp 咱=0.067 X 809.419 X 9.81=532.0 PaHd所以设计中不会出现液泛现象(6)雾沫夹带?= 5.7 ；0(” ？，)= 0.0104 ?/kg 气u0min=7.2m/s稳定系数K=u0u0min故，在本设计中无明显漏液现象14.77yy=2.05

39、1.64.2提微段筛板的流体力学验算和单板压降1)干板阻力hc计算5 = 5=1.67查筛板塔气液负荷因子曲线图& 3查图可得：C0=0.8412.723x 2X9.81 792.27(1155) =0.033m(液柱) 0.84(2)气体通过液层的阻力hi计算ua= VS-=二.64=0.86m/sa AT-Af 2.01-0.113Fo=UoVm=0.86 K2T23=1.42 kg2? (s?n2)B =0.60故 hi= B t=0.60 X 0.06=0.036m液柱)(3)液体表面张力的阻力计算如0 4X0.0194463=碰=792.27 *9.80.=8即2 m(液柱)气体通过

40、每层塔板的液柱高度hphp=hc+h1+h =0.033+0.036+0.002=0.071 m儆柱)气体通过每层塔板的压降?Pp=hpPLg=0.071 X 792.27 X 9.81=551.8 Pa0.7kPa(4)液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故忽略 液面落差的影响.(5)溢流液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度Hd应服从下式：H产(HT+hw)而Hd=hp+hL+hdhd=0.153(u0)2=0.0075mHd=0.071+0.06+0.0075=0.1385m苯甲苯属于一般物系，取？ = 0.5则?(HT+hw)=05 *0.4+0.043)

41、 =0.222m(液柱),Hd所以设计中不会出现液泛现象(6)雾沫夹带5.7 X 而(ua )=0.005 kg 液/kg 气1.64.4塔板负荷性能图4.4.1 精储段塔板负荷性能图(1)漏液线Uomin=4.4Cov0.0056+0.13(hw+how)-hJ PL? pv_ Vsmin u0min = -7A0hL=hw+howAo=?Aa2 %w=W ow 1000 lw)，2.84 Lh 2?30“ 132% -h:代入数据整理得:Vs=0.52 3.092+27.16Ls2在操作范围内，任取几个？冽，计算得出？?表四精微段漏液线数据LS/(m3/s)0.0030.0040.0050

42、.0060.01VS/(m3/s)0.940.950.9530.960.97根据以上数据，做出精储段漏液线(2)雾沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气，为限5.7 x 16) ua 寸 t (HT-hf)2.843600Lh 32how=E(h) =0.86LS31000 0.96 )S2hf=2.5(hw+hw)=0.108+2.2Ls322HT-hf=0.4-(0.108+2.2Ls3 =0.292-2.2Ls3联立解得：2Vs=3.498-26.258Ls3在操作范围内取几个？?,计算出？?=表五精微段雾沐夹带数据LS/(m3/s)0.0030.0040.0050.0060.01VS/(

43、m3/s)3.3143.2753.2393.2063.087根据以上数据做出雾沫夹带线(3)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度？?= 0.006为最小液体负荷标准22.843600Lh 32how=x1.04r)=0.86Ls3=0.006Ls,min =0.00058m3/s据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线(4)液相负荷上限线以9= 4s作为液体在降液管中停留时间的下限ATHT=4sLsg=0.0113 m3/S据此做出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线(5)液泛线由 E=1.04lw=0.96 得22.843600Lh 32how=WQQX1.04(4O16-) =0.8

44、6叱05吟喀hi= Rhw+how)=0.622=0.051?- X-V) =0.0126Vs2PL A0C。)S2.043+0.86Ls3) =0.027+0.533Ls3已知h0.002102 m 儆柱)2hp=hc+h1+h(r=0.0126Vs2+0.533Ls3+0.029102hd=0.153(二)=6.38Ls2l wh0已知 HT=0.4mhw=0.043m?=0.5代入? ( HT + hw) =hp+hw + how +hd2整理得:Vs2=8.35-110.56Ls3-506.34Ls2表六精微段液泛线数据在操作范围内取几个Ls,计算出VsLs/(m3/s)0.0030.

45、0040.0050.0060.01Vs/(m3/s)6.055.565.114.682.17根据以上数据做出液泛线(6)精储段筛板负荷性能图:7SV0.0000.0020.0040.0060.0080.0100.012LS图9精微段筛板负荷性能图做出精根据生产任务规定的气液负荷，可知精储段操作点在正常的操作范围内。储段操作线OA,由图可知,该筛板操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由图查得：Vs,min=0.95 m3/sVs,max=3.2 m3/s故操作弹性为:Vs,max QQVs, 3.334.4.2 提储段筛板负荷性能图(1)漏液线U0min=4.4CoM0.0056+0.13(

46、hw+how)-hPL? Pv_ Vsmin u0min = -7 A0hL=hw+howAo=?Aa22.84Lh 3how= W00E(lW),2.84 Lh 2?3an0A。小同犷而%-hJ :代入数据整理得:Vs=0.52 2.67+23.276Ls2在操作范围内，任取几个？粗，计算得出？私表七提储段漏液线数据LS/(m3/s)0.0030.0040.0050.0060.01VS/(m3/s)0.920.930.950.961.01根据以上数据，做出提储段漏液线(2)雾沫夹带线以？标0.1?/kg气，为限5.7 X e ua *)2how = 7i4E(6OOL)3=0.86LS(3)

47、液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度？?= 0.006为最小液体负荷标准 2.843600Lh 32how = SX1.04(%-) =0.86LS3=0.006Ls,min =0.00058m3/sow 1000 0.96)SVsua=；Tr=0.53Vsa AT-Af s2hf=2.5(hw+how)=0.108+2.2LS3 22HT-hf=0.4-(0.108+2.2LS3) =0.292-2.2LS32Vs=3.42-25.77Ls3在操作范围内取几个 吟 计算出？?表八提储段雾沐夹带线数据L$/(m3/s)0.0030.0040.0050.0060.01VS/(m3/s)2.8

48、82.772.672.572.22根据以上数据做出雾沫夹带线据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线(4)液相负荷上限线以9= 4s作为液体在降液管中停留时间的下限AtHt=5sLsLs,max=0.0094 m3/s据此做出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线(5)液泛线由 E=1.04lw=0.96 得2how=2811.04涔50dow 1000 0.96) Shc=0.05吟瞪2 =0.051/ X(7Vl7) =0.0147Vs2PlA0C0hi=Rhw+hw)=0.62.043+0.86Ls3) =0.026+0.51653已知h0.002 m侬柱)2 hp=hc+h1+h(r=

49、0.0127Vs2+0.516Ls3+0.028hd=0.153(1-LS) =7.97Ls2l wh0已知 HT=0.4mhw=0.043m?=0.5代入?(+ + hw)=hp+hw + how+hd2整理得：Vs2=10.24-93.6Ls3-542.18Ls2在操作范围内取几个？分计算出？?？表九提储段液泛线数据LS/(m3/s)0.0030.0040.0050.0060.01VS/(m3/s)8.2887.8737.497.135.841根据以上数据做出液泛线(6)提储段筛板负荷性能图:0.0000.0020.0040.0060.0080.010LS图10提微段筛板负荷性能图根据生产

50、任务规定的气液负荷，可知提储段操作点在正常的操作范围内。 做出提储段操作线OA,由图可知，该筛板操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由图查得：Vs,min=0.92 m3/sV =2.3 m3/ss,max故操作弹性为:Vs,max _VZ=2.54.5设计计算结果总结表十物料衡算结果CCCCccccC C C C C CXd10.983C C C C C C C CM Dkg/kmol78.348C C C CDkmol/h63.437C C C C C CXf10.4096C C C C C C C C CMfkg/kmol83.170C C C CFkmol/h92.912C C C

51、 C C CxW10.006C C C C C C C CMwkg/kmol92.046C C C C C CWkmol/h34.475一精储塔工艺条件及有关物性数据计算结果CCC Cc cc c cc c cC C C C C CpkPa0.530.55C C C CPmkPa89.297.95C C C CtmoC84.12799.092C C C CmmPa s0.29790.0867C C C C C C C CMLmkg/kmol80.730388.6951C C C C C C C CMvmkg/kmol79.245686.0299C C C C C CLmkg/m 3809.419792.268C C C C C CVmkg/m 32.3792.723C C C C C CLmmN/m20.86619.446C C C CVs3m /s1.731.64C C C CLs3m /s0.00350.0067表十二筛塔板工艺设计结果C Cc cc cc c c cc clwm0.96cchWm0.043c c c c cWm0.04