万吨每年浮阀式连续精馏塔的设计-论文.doc

广东石油化工学院 化工原理课程设计 题 目：16.88万吨/年苯-甲苯浮阀式连续精馏塔 的设 计 指导教师：李 燕 成 绩: 评阅教师: 姓 名 王志明 班 级 化工 10-8 班 学 号 10014020809 完成时间 2013 年 1 月 13 日 - 3 - 化工原理课程设计任务书 （化工 13-3） 一、设计题目一、设计题目：.万吨/年苯-甲苯精馏装置的工艺设计 (每年生产时间按 7200 小时计) 二、任务要求二、任务要求 设计一连续精馏装置以分离苯和甲苯混合物，具体工艺参数如下： 原料组成： 苯的质量分率为 28% 原料处理量：质量流量为（70.35学号）103kg/h 产品要求： 塔顶产品含苯量不小于 99%（质量分率） 塔釜产品含苯量不大于 1%（质量分率） 工艺要求：常压精馏，选用浮阀塔；泡点进料，塔顶用全凝器，泡点回流， 回流比 R =1.3Rmin。 三、三、 主要内容主要内容 1设计说明书 包括封面、设计任务书、目录、正文。 正文包括下述内容： 1)概况 2)装置的物料衡算 3)理论塔板数及实际塔板数计算 4)精馏塔主要结构尺寸的确定（包括塔径、塔高） 5)塔板主要结构尺寸的设计 6)塔板的流体力学计算和负荷性能图 7)精馏塔接管的设计 8)装置热量衡算及全凝器、再沸器等换热器的选型 9)设计结果汇总 10) 设计自评 2工艺流程图（A4，手绘，夹在设计说明书中） 3精馏塔结构简图（A3 或 A2，手绘） 四四 参考书目参考书目 1夏清, 贾绍义. 化工原理 (上,下)M, 天津大学出版社, 2012.1 2贾绍义, 柴诚敬. 化工原理课程设计M, 天津大学出版社, 2011.9 3王国胜. 化工原理课程设计M, 大连理工大学出版社, 2005 4王红林, 陈砺. 化工设计M, 华南理工大学出版社, 2001 - 4 - 目录目录 一.设计方案的确定及工艺流程的说明 - 1 - 1设计方案的思考 - 1 - 2. 设计方案的特点 - 1 - 3工艺流程的确定 - 1 - 二设备工艺条件的计算 .- 3 - 1设计方案的确定及工艺流程的说明 - 3 - 2全塔的物料衡算 - 3 - 2.1 原料液及塔顶、塔底产品含苯的摩尔分数.- 3 - 2.2 原料液及塔顶、塔底产品含苯的摩尔质量.- 3 - 2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率.- 3 - 3塔板数的确定 - 4 - 3.1 理论塔板数 NT的求取.- 4 - 3.2 全塔效率 ET.- 6 - 3.2 实际塔板数.- 8 - 4操作工艺条件及相关物性数据的计算 - 8 - 4.1 操作压力 .- 8 - 4.2 操作温度.- 8 - 4.3 平均摩尔质量计算 .- 9 - 4.4 平均密度 - 10 - 4.5 液体的平均表面张力- 12 - 4.6 液体的平均粘度- 13 - 4.7 气液相体积流量- 14 - 5 主要设备工艺尺寸设计.- 15 - 5.1 塔径- 15 - 5.2 精馏塔有效高度- 17 - 6 塔板工艺结构尺寸的设计与计算.- 17 - 6.1 溢流装置- 17 - 6.2 塔板布置- 19 - 三.塔板流的体力学计算.- 22 - 1. 塔板压降- 22 - 2 液泛计算.- 24 - 3 雾沫夹带的计算.- 25 - 4 塔板负荷性能图.- 27 - 4.1 雾沫夹带线- 27 - 4.2 液泛线- 28 - 4.3 液相负荷上限线- 29 - 4.4 气体负荷下限线（漏液线）- 30 - 4.5 液相负荷下限线- 30 - 四.板式塔的结构与附属设备.- 32 - - 5 - 1. 塔顶空间- 32 - 2 塔底空间.- 33 - 3 人孔数目.- 33 - 4 塔高.- 33 - 5 接管.- 34 - 5.1 进料管- 34 - 5.2 回流管- 34 - 5.3 塔顶蒸汽接管- 35 - 5.4 釜液排出管- 36 - 5.5 塔釜进气管- 36 - 6 法兰.- 37 - 7 筒体与封头.- 37 - 7.1 筒体- 37 - 7.2 封头- 37 - 7.3 裙座 - 38 - 8 附属设备设计.- 38 - 8.1 泵的计算及选型- 38 - 8.2 冷凝器- 39 - 8.3 再沸器- 41 - 五.计算结果总汇.- 42 - 六.结束语.- 43 - 七.符号说明：.- 44 - - 1 - 一一. .设计方案的确定及工艺流程的说明设计方案的确定及工艺流程的说明 1设计方案的思考 通体由不锈钢制造，塔节规格 25100mm、高度 0.51.5m，每段塔节可设置 12 个进料口/测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产品。整个精馏 塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制 器、产品储罐等。塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏 板进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全阀。为使塔身保持绝热操作， 采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温300范围内任意设定。同时，为了满足 用户的科研需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、 回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。 2. 设计方案的特点 浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故)，塔板效率 较高，生产能力较大。浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或 者含有固体悬浮物的物料，浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复 杂板式塔的设计资料更易得到，便于设计和对比，而且更可靠。浮阀塔更适合，塔径 不是很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。 3工艺流程的确定 原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔 F1 型浮阀 塔） ，塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为 产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至 废热锅炉。 以下是浮阀精馏塔工艺简图和工艺流程图： - 2 - 图 1-1 浮阀精馏塔工艺简图 图 1-2 苯-氯苯浮阀式连续精馏工艺流程图 - 3 - 二设备工艺条件的计算二设备工艺条件的计算 1设计方案的确定及工艺流程的说明 本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。 设计中采用泡点进料（q=1） ，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶 上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。该物系属易分离物系，最小回流比较小，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。 2全塔的物料衡算 2.1 原料液及塔顶、塔底产品含苯的摩尔分数 苯的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol 甲苯的摩尔质量 MB=92.13 kg/kmol 42.5/ 78.11 0.516 42.5/ 78.1157.5/112.61 F x 99/78.11 0.993 99/78.11 1/112.61 D x 2/78.11 0.029 2/78.11 98/112.61 W x 2.2 原料液及塔顶、塔底产品含苯的摩尔质量 0.516 78.11 (1 0.516) 112.6197.94 F M 0.993 78.11 (1 0.993) 112.6178.45 D M 0.029 78.11 (1 0.029) 112.61111.91 W M 2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率 依题给条件：一年以 330 天，一天以 24 小时计，有： , 59000000/(330 24)8194.44/Dkg h 则，全塔物料衡算： - 4 - 塔顶处理量 8194.44 104.45/ 78.45 Dkmol h 总物料衡算 WDF 苯物料衡算 0.516 0.9930.029FDW 联立解得 206.76 kmol/hF 102.31 kmol/hW 3塔板数的确定 3.1 理论塔板数的求取 T N 苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT 法）求取。步骤如下： T N 根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取。依据 yx ，将所得计算结果列表如下： BABt ppppx/ tA pxpy/ 温度/ 8090100110120130140 苯 760102513501760225028402900 i p 氯苯 148205293400543719760 x10.6770.4420.2650.1270.0190 两相摩尔分率 y10.9130.7850.6140.3760.0710 相对挥发度 o A o B P P 5.1355.0004.6084.4004.1443.9503.816 表 3-1 相关数据计算 本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压） ，而表中所给为常压下的相平衡 数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对平衡关系的影响完全可以忽略。 yx 平均相对挥发度，则，汽液平衡方程为： 436 . 4 x x x x y 436 . 3 1 436 . 4 ) 1(1 最小回流比和最小回流比 - 5 - 将表 3-1 中数据作图得曲线。 xy 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1 00.10.20.30.40.50.60.70.80.91 f(x) y=x x x y y 图 3-1 苯氯苯混合液的 xy 图 在图上，因，查得，而，。故有： xy1q 0.825 q y 0.516 qF xx0.993 D x 0.9930.825 0.54 0.8250.516 Dq m qq xy R yx 考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的 2 倍， 即： min 22 0.541.08RR 精馏塔的汽、液相负荷: 1.08 104.45112.81 kmol/hLRD (1)(1.08 1) 104.45217.26 kmol/hVRD 112.81206.76319.57 kmol/hLLF 217.26 kmol/hVV 操作线方程。 精馏段操作线： 0.519477 D LD yxxx VV 提馏段操作线： - 6 - a b e d c 0.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.0 0.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.0 x x y y 1.4710.014 W LW yxxx VV 图解法求理论板层数。 采用图解法求理论板层数，如图 3-2 所示。 图 3-2 图解法求理论板层数 因此，由上图可知： 总理论板层数 （包括再沸器）8.3 T N 进料板位置 4 F N 3.2 全塔效率 T E 选用公式计算。该式适用于液相粘度为 3 (16002 16)0.3 101932 bo Dmm 0.07-1.4 mPas 的烃类物系，式中的为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘 m 度。 塔顶、塔釜、全塔平均温度： - 7 - 0 50 100 150 00.20.40.60.81 苯 氯苯 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 050100150 苯 氯苯 由表 1 的温度组成关系作图得: 图 3-3 温度-组分图 因为,，所以由上图查的塔顶及塔釜温度分别为：0.993 D x 0.029 W x 塔顶温度 80.46 D t 塔釜温度 128.42 W t 全塔平均温度 ()/ 2128.42 mDW ttt 平均粘度 由表 3-2 可得图 3-4。 温度 t， 6080100120140 苯 A，mPas 0.3810.3080.2550.2150.184 氯苯 A，mPas 0.5150.4280.3630.3130.274 表 3-2 不同温度下苯氯苯的粘度 、 图 3-5 温度与黏度的关系曲线图 - 8 - 查图 3-5 可知，在下：128.42 m t 苯的粘度 ， 0.2734mPa s A 氯苯的粘度 0.3570mPa B s 平均粘度 10.3139mPa mAFBF xxs 全塔效率： T E 0.170.616log0.48 Tm E 3.2 实际塔板数 精馏段实际塔板数：4/0.488.39N 精 提馏段实际塔板数： 4.3/0.488.79N 精 全塔总塔板数： 18NNN 提精 4操作工艺条件及相关物性数据的计算 4.1 操作压力 m p 每层塔板压降： 0.7kPap 塔顶操作压力： kPa3 .10543 .101 D p 加料板操作压力： 105.30.79111.6kPa F p 塔底操作压力： 111.60.7 9117.9kPa W p 精馏段平均压力 105.3 111.6 / 2109.5kPa m p 提镏段平均压力 111.6 117.9 / 2114.8kPa m p 4.2 操作温度 m t 由图 3-3 可查的： ， ， 80.46 D t 96.16 F t 128.42 W t - 9 - 则： 精馏段平均温度 (80.4696.16)/ 288.31 m t 提镏段平均温度 (96.16 128.42)/ 2112.29 m t 4.3 平均摩尔质量计算 m M 塔顶平均摩尔质量 由 代入相平衡方程得 1 0.993 D xy 1 0.969x VDm M78.11 0.993 112.611 0.99378.35/kg kmol LDm M78.11 0.969 112.611 0.96979.18/kg kmol 进料板平均摩尔质量 由图 3-2,得， ， 0.807 F y 0.462 F x 0.807 78.111 0.807112.6184.77kg/kmol VFm M 0.462 78.111 0.462112.6196.67kg/kmol LFm M 塔底平均摩尔质量 由 代入相平衡方程,得0.029 W x 0.117 W y 0.029 78.111 0.029112.61111.61kg/kmol VWm M 0.117 78.111 0.117112.61108.57kg/kmol LWm M 精馏段平均摩尔质量 78.3584.77 =81.56kg/kmol 2 Vm M 79.1896.67 87.92kg/kmol 2 Lm M - 10 - 提馏段平均摩尔质量 84.77 111.61 =98.19kg/kmol 2 Vm M 96.67 108.57 102.62kg/kmol 2 Lm M 4.4 平均密度 m 气相平均密度 Vm 精馏段： 3 108.5 81.56 2.94kg/m 8.31488.31271.15 mVm Vm m p M RT 提镏段： 3 114.8 98.19 3.52kg/m 8.314112.29271.15 mVm Vm m pM RT 液相平均密度 Lm 温度， （） 8090100110120130140 苯 817805793782770757745 氯苯 1039102810181008997985975 表 4-1 组分的液相密度（kg/m3） 由上表可绘制图 4-1， 300 400 500 600 700 800 900 1000 1100 507090110130150 苯 氯苯 图 4-1 组分的密度-温度曲线图 - 11 - 塔顶液相平均密度： 由， 可查图 4-1，得80.46 D t ， 3 816.6kg/m LDA 3 , 1038.7kg/m LD B 10.990.01 816.61038.7 AB LDmLDALDB aa 3 , 818.35kg/m LD m 进料板液相平均密度： 由， 可查图 4-1，得96.16 F t ， 3 797.8kg/m LFA 3 1021.9kg/m LFB 10.3730.627 797.81021.9 AB LFmLFALFB aa 3 924.98kg/m LFm 塔底液相平均密度： 由， 可查图 4-1，得128.42 W t ， 3 759.2kg/m LWA 3 987.5kg/m LWB 10.020.98 759.2987.5 AB LWmLWALWB aa 3 981.60kg/m LWm 精馏段液相平均密度： 3 818.35924.98 / 2871.67kg/m Lm 提镏段液相平均密度： 3 924.98981.60 / 2953.29kg/m Lm - 12 - 0 5 10 15 20 25 30 7090110130150 苯 氯苯 4.5 液体的平均表面张力 m 温度8085110115120131 苯 A21.220.617.316.816.315.3 氯苯 B26.125.722.722.221.620.4 表 4-2 组分的表面张力 由上表可绘制图 4-2， 图 4-2 表面张力与温度关系图 塔顶液相平均表面张力的计算： 由，查图 4-2，得：80.46 D t ，21.17mN/m DA 26.09mN/m DB m 0.993 21.170.007 26.0921.20mN/m LD 进料板液相平均表面张力的计算： 由，查图 4-2，得：96.16 F t ，19.12mN/m FA 24.16mN/m FB m 0.462 19.120.574 24.1622.70mN/m LF 塔底液相平均表面张力的计算： 由，查图 4-2，得：128.42 W t - 13 - 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 050100150 苯 氯苯 ，15.51mN/m WA 20.63mN/m WB m 0.029 15.51 0.971 20.6320.48mN/m LW 精馏段液相平均表面张力为 (21.2022.70)/ 221.95mN/m L 提镏段液相平均表面张力为 (22.7020.48)/ 221.59mN/m L 4.6 液体的平均粘度 Lm 温度 t， 6080100120140 苯 A，mPas 0.3810.3080.2550.2150.184 氯苯 A，mPas 0.5150.4280.3630.3130.274 表 4-3 不同温度下苯氯苯的粘度 由表 4-3 可绘制图 4-3。 、 图 4-3 温度与黏度的关系曲线图 液相平均粘度可用 表示lglg Lmii x 塔顶液相平均粘度 由，查图 4-3，得80.46 D t ，0.3262 DA mPa s0.4338 DB mPa s - 14 - ，lg0.993 lg0.3262(1 0.993) lg0.4338 LDm 0.308 LDm mPa s 进料板液相平均粘度 由，查图 4-3，得96.16 F t ，0.2891 FA mPa s0.3809 FB mPa s ，lg0.462 lg0.2891 0.574 lg0.3809 LFm 0.324 LFm mPa s 塔底液相平均粘度 由，查图 4-3，得128.42 W t ，0.2437 WA mPa s0.3032 WB mPa s ，lg0.029 lg0.24370.971 lg0.3032 LWm 0.301 LWm mPa s 精馏段液相平均黏度为 0.3270.324 / 20.326mPa s Lm 提馏段液相平均黏度为 0.3240.301 / 20.313mPa s Lm 4.7 气液相体积流量 精馏段的气、液相体积流量为： 汽相体积流量 3 217.26 81.56 1.67m /s 36003600 2.94 Vm s Vm VM V 液相体积流量 3 112.81 87.92 0.0032m /s 36003600 871.67 Lm s Lm LM L 提镏段的气、液相体积流量为： 汽相体积流量 3 227.26 98.19 1.68m /s 36003600 3.52 Vm s Vm V M V - 15 - 液相体积流量 3 319.57 102.62 0.0096m /s 36003600 953.29 Lm s Wm L M L 5 主要设备工艺尺寸设计 5.1 塔径 精馏段塔径： 初选塔板间距及板上液层高度，则：0.45 T Hm0.6 L hm m39. 006 . 0 45. 0 LT hH 按 Smith 法求取允许的空塔气速 max u 0.5 0.5 0.0032871.67 0.0330 1.692.94 sL sV L V 查图 5-1Smith 通用关联图得 20 0.082C 负荷因子 0.20.2 20 21.95 0.0820.0835 2020 CC 泛点气速 max /0.0835871.672.94 / 2.941.435/ LVV uCm s 取安全系数为 0.7，则 空塔气速 max 0.71.005m/suu 精馏段的塔径 4/4 1.67/(3.14 1.005)1.45m s DVu 按标准塔径圆整取。1.6 mD 横截面积为 22 2.01m 4 T AD 实际空塔气速为 1.67 0.831m/s 2.01 u 精馏段塔径： 初选塔板间距及板上液层高度，则：0.45 T Hm0.6 L hm 0.450.060.39m TL Hh - 16 - 按 Smith 法求取允许的空塔气速 max u 0.5 0.5 0.0096953.29 0.6979 1.683.25 sL sV L V 查图 5-1 Smith 通用关联图得 20 0.078C 负荷因子 0.20.2 20 21.59 0.0780.0792 2020 CC 泛点气速 max /0.0792953.293.52 /3.521.30/ LVV uCm s 取安全系数为 0.7，则 空塔气速 max 0.70.91m/suu 精馏段的塔径 4/4 1.68/(3.14 0.91)1.53m s DVu 按标准塔径圆整取。1.6 mD 横截面积为 22 2.01m 4 T AD 实际空塔气速为 1.68 0.835m/s 2.01 u 图 5-1 Smith 通用关联图 - 17 - 5.2 精馏塔有效高度 精馏段的有效高度为 T (N1)H(9 1) 0.453.6Zm 精精 提馏段的有效高度为 T (N1)H(9 1) 0.453.6Zm 提提 在进料板上方开一人孔，其高度为 0.8m 故精馏塔的有效高度为 =Z +0.83.63.60.8=8ZZm 提精 6 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 6.1 溢流装置 因塔径为 1.6m，所以采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘， 且不设进口内堰。 溢流堰长（出口堰长） W l 取0.70.7 1.61.12 w lDm 出口堰高 W h WLOW hhh 采用平直堰，堰上液层高度为： 3/2 /00284 . 0 whow lLEh 精馏段：由，查图 6-1 得，则为：/0.7 w lD 1E ow h （满足要求） 2/3 0.00284 1 (0.0032 3600/1.12)0.0130.006 ow hmm 0.060.01040.0496m wLow hhh 验证： (设计合理)0.050.1 owwow hhh 提馏段：由，查图 6-1 得，则为：/0.7 w lD 1E ow h - 18 - （满足要求） 2/3 0.00284 1 (0.0096 3600/1.12)0.0270.006 ow hmm 0.060.0270.033m wLow hhh 验证： (设计合理)0.050.1 owwow hhh 图 6-1 液流收缩系数计算 图 6-2 弓形降液管的参数 降液管的宽度和降液管的面积 d W f A 由，查图 6-2 得：，即：/0.7 w lD /0.15 d WD /0.095 fT AA ，0.24m d W 22 2.01m 4 T AD 2 0.1910m f A 液体在降液管内的停留时间 精馏段： （满足要求） h 3600/3600 0.1910 0.45/0.0032 360026.85s5s fT A HL 提镏段： （满足要求） 3600/3600 0.1910 0.45/0.0096 36008.955s fTs A HL 液管的底隙高度 o h 精馏段： 取液体通过降液管底隙的流速，则有：0.08m/s o u 0 0.0032 3600 0.04m 36003600 1.12 0.08 h wo L h l u （故合理） 0 0.0470.040.0070.006 w hhmm - 19 - 提镏段： 取液体通过降液管底隙的流速，则有：0.25m/s o u 0 0.0096 3600 0.024m 36003600 1.12 0.35 h wo L h l u （故合理） 0 0.0330.0240.0090.006 w hhmm 综上所述，选用凹形受液盘，深度 50 W hmm 6.2 塔板布置 塔板的分块 本设计塔径为，故塔板采用分块式，塔板分为 4 块。mmmmmD120016006 . 1 边缘区宽度确定 取 0.08 ss WWmmWc05 . 0 开孔区面积计算 2221 2 (sin) 180 a x Ax rxr r 其中： 1.6 ()(0.240.1)0.46 22 ds D xWWm 1.6 0.070.73 22 c D rWm 故 2 2212 0.730.46 2 0.46 0.730.46sin ()1.25 1800.73 a Am 浮阀数计算及其排列 精馏段： 预先选取阀孔动能因子,由 F0=可求阀孔气速，即 0 10F v u 0 u 0 0 10 5.83/ 2.94 v F um s F-1 型浮阀的孔径为 39mm，故每层塔板上浮阀个数为 - 20 - 22 00 1.67 239 (0.039)5.83 44 s V N d u 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心，则mmt75 排间距 1 1.25 0.07 239 0.075 a A tm Nt 考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区 面积，因而排间距不宜采用 0.07m,而应小一点，故取，按，65tmmmmt75 以等腰三角叉排方式作图得阀孔数mmt65240N 实际孔速为 0 22 0 1.67 5.82/ 240 (0.039) 44 s V um s Nd 阀孔动能因数为 , 00 5.822.949.98 v Fu 所以阀孔动能因子变化不大，仍在 914 的合理范围内，故此阀孔实排数适用。 22 0 0 0.039 /()240 ()0.14 1.6 T d AAN D 此开孔率在 5%15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。 精馏段： - 21 - 预先选取阀孔动能因子,由 F0=可求阀孔气速，即 0 11F v u 0 u 0 0 11 5.86/ 3.52 v F um s F-1 型浮阀的孔径为 39mm，故每层塔板上浮阀个数为 22 00 1.68 240 (0.039)5.86 44 s V N d u 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心，则mmt75 排间距 1 1.25 0.069 240 0.075 a A tm Nt 考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区 面积，因而排间距不宜采用 0.07m,而应小一点，故取，按，65tmmmmt75 以等腰三角叉排方式作图得阀孔数mmt65242N 实际孔速为 0 22 0 1.68 5.81/ 242 (0.039) 44 s V um s Nd 阀孔动能因数为 , 00 5.813.5210.9 v Fu - 22 - 所以阀孔动能因子变化不大，仍在 914 的合理范围内，故此阀孔实排数适用。 22 0 0 0.039 /()242 ()0.14 1.6 T d AAN D 此开孔率在 5%15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。 三三. .塔板流的体力学计算塔板流的体力学计算 1. 塔板压降 计算干板静压头降 c h 精馏段： 由式可计算临界阀孔气速，即1.825 73.1 oc v u oc u 1.825 1.825 73.173.1 5.82/ 2.94 oc v Um s 因为，可用算干板静压头降，即 00c uu 2 0 5.34 2 cv c L u h g 2 (5.822)2.94 5.340.031 2 9.8871.67 c hm 提馏段： 由式可计算临界阀孔气速，即1.825 73.1 oc v u oc u 1.825 1.825 73.173.1 5.27/ 3.52 oc v Um s 因为，可用算干板静压头降，即 ooc uu 2 5.34 2 ocv c L u h g 2 (5.27)3.52 5.340.028 2 9.8953.29 c hm 计算塔板上含气液层静压头降 f h - 23 - 精馏段： 由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板液高 0 0.5 度，所以由0.06 L h Ll hh 0 得 0.5 0.060.03 l hm 提馏段： 由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板液高 0 0.5 度，所以由0.06 L h Ll hh 0 得 0.5 0.060.03 l hm 计算液体表面张力所造成的静压头降 h 精馏段： 由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。 h 提馏段： 由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。 h 浮阀塔板的静压头降和 p h p p 精馏段： 0.031 0.030.061 pcl hhhhm (满足工艺要求)0.061 871.67 9.810.521 ppL phgkPa0.7kPa 精馏段： 0.0280.030.058 pcl hhhhm - 24 - (满足工艺要求)0.058 953.29 9.810.542 ppL phgkPa0.7kPa 2 液泛计算 计算气相通过一层塔板的静压头降 P h 精馏段： 0.061 p hm 提馏段：0.058 p hm 液体通过降液管的静压头降 d h 精馏段： 因不设进口堰，所以可用 2 0 153 . 0 hL L h w s d 式中，则 3 0.0032/ , s Lms1.12 w lm 2 0.0032 0.1530.001 1.12 0.04 d hm 精馏段： 因不设进口堰，所以可用 2 0 0.153 s d w L h Lh 式中，则 3 0.0096/ , s Lms1.12 w lm 2 0.0096 0.1530.02 1.12 0.024 d hm 板上液层高度 精馏段： 由， 则0.06 L hm 0.061 0.001 0.060.122 d Hm 为了防止液泛，按式：，苯-氯苯物系取安全系数，则， () dTw HHh0.5 - 25 - ()0.5 (0.450.047)0.2485 Tw Hhm 从而可知，符合防止液泛的要求0.122()0.2485 dTw HmHhm 提馏段： 由， 则0.06 L hm 0.0580.0200.060.138 d Hm 为了防止液泛，按式：，苯-氯苯物系取安全系数，则， () dTw HHh0.5 ()0.5 (0.450.033)0.2415 Tw Hhm 从而可知，符合防止液泛的要求0.138()0.2415 dTw HmHhm 3 雾沫夹带的计算 判断雾沫夹带量是否在小于 10%的合理范围内，是通过计算泛点率来完成的。 V e 1 F 泛点率的计算时间可用式： 和%100 36 . 1 1 pF Ls vL v s AKc ZLV F %100 78 . 0 1 TF vL v s AKc V F 塔板上液体流程长度 21.62 0.241.12 Ld ZDWm 塔板上液流面积 2 22.012 0.19101.628 pTf AAAm - 26 - 图 3-3-1 泛点负荷系数 精馏段： 苯和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数 K 值，K=1.0,在从泛点负荷因数图 中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式0.128 F C 2.94 1.671.36 0.0032 1.12 871.672.94 100%48.96% 1 0.128 1.628 F 及 2.94 1.67 871.672.94 100%48.41% 0.78 1 0.128 2.01 F 为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在 80%以下。从以上计算的结果可知， 其泛点率都低于 80%，所以雾沫夹带量能满足的要求。0.1/kg( V ekg（液）干气) 提馏段： 苯和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数 K 值，K=1.0,在从泛点负荷因数图 中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式0.128 F C 3.52 1.361.36 0.0096 1.12 953.293.52 100%56.10% 1 0.128 1.628 F - 27 - 及 3.52 1.68 953.293.52 100%50.96% 0.78 1 0.128 2.01 F 为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在 80%以下。从以上计算的结果可知， 其泛点率都低于 80%，所以雾沫夹带量能满足的要求。 干气）（液）/kg(1 . 0 kge V 4 塔板负荷性能图 4.1 雾沫夹带线 对于苯氯苯物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值 所对应的泛点率 (亦为上限值),利用式干气）（液）/kg(1 . 0 kge V 1 F 和便可作出此线。由于%100 36 . 1 1 pF Ls vL v s AKc ZLV F %100 78 . 0 1 TF vL v s AKc V F 塔径较大，所以取泛点率，依上式有 1 80F 精馏段： 2.94 1.361.12 871.672.94 0.80 1 0.128 1.628 SS VL 整理后得 0.05821.5230.167 ss VL 或 2.8726.17 ss VL 此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个 值，便可算出相应的。据此，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带线 y1。 s L S V /() 0.001 0.040 s L 3 /ms /() 2.84 1.82 s V 3 /ms 提镏段： - 28 - 3.52 1.36 1.12 953.293.52 0.80 1 0.128 1.628 SS VL 整理后得 0.0608 1.5230.167 ss VL 或 2.7527.18 ss VL 此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个 值，便可算出相应的。据此，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带线 y1。 s L S V /() 0.001 0.040 s L 3 /ms /() 2.72 1.66 s V 3 /ms 4.2 液泛线 由 ，和联立,得)( wTd hHH owdwpd hhhhhH hhhh lcp owdwlcowdwpwT hhhhhhhhhhhhhH )( 式中， ， ， 23 0 2.84 1000 s lw w L hhE l 2 0 5.34 2 v c L U h g 3 2 1000 84 . 2 w s ow l L Eh ， 2 0 153 . 0 hl L h w S d 和可忽略。则 hh 2 2 23 0 0 0 36002.84 ()5.340.1531 21000 vSS Tww Lww uLL Hhh gl hl （） 因物系一定，塔板结构尺寸一定，与有如下关系，即 o u S V Nd V u S 2 0 0 4 精馏段： - 29 - 将 0.5;0.45 ; T Hm 0 0.5;0.0496 ; w hm 3 2.94/; v kg m 3 871.67/; l kg m ;代入上式。240;N 1.12 w lm 0 0.04hm 0 0.039dm 整理后便可得与的关系，即 s V s L 2 22 3 15.936930.0084.55 SSS VLL 此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干值，依 s L ，绘图为(y2)。 2 22 3 15.936930.0084.55 SSS VLL /() 0.001 0.010 0.020 0.030 s L 3 /ms /() 3.870 3.349 2.613 1.196 s V 3 /ms 提馏段： 将 0.5;0.45 ; T Hm 0 0.5;0.033 ; w hm 3 3.52/; v kg m 3 953.29/; l kg m ;代入上式。242;N 1.12 w lm 0 0.024hm 0 0.039dm 整理后便可得与的关系，即 s V s L 2 22 3 16 1416651.6 sSS VLL 此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干值，依 s L ，绘图为(y2 )。 2 22 3 16 1416651.6 sSS VLL /() 0.001 0.010 0.020 0.025 s L 3 /ms /() 3.933 3.491 2.556 1.654 s V 3 /ms 4.3 液相负荷上限线 为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间 不应小于 35s。所以对液体的流量须有一个限制，其最大流量必须保证满足上述条件。 - 30 - 由式可知，液体在降液管内最短停留时间为 35 秒。取35 fT S AH L 秒 为液体在降液管中停留时间的下限，所对应的则为液体的最大流量,即液相5s maxs L 负荷上限，于是