苯-甲苯板式精馏塔设计

合合 肥肥 学学 院院 Hefei University 化化工工原原理理课课程程设设计计 题题 目目 板式精馏塔设计板式精馏塔设计 系系 别别 生物与环境工程系生物与环境工程系 专专 业业 生物工程生物工程 学学 号号 09020120080902012008 姓姓 名名 黄洋黄洋 指导教师指导教师 王杏文老师王杏文老师 目录目录 一 设计方案的确定 5 二 精馏塔的物料衡算 6 1 原理液及塔顶 塔底产品的摩尔分率 6 2 原料夜及塔顶 塔底产品的平均摩尔质量 6 3 物料衡算 6 三 三 塔板数的确定 8 1 理论塔板层数 NT 的求取 8 1 1 求最小回流比及操作回流比 8 1 2 求操作线方程 8 1 3 图解法求理论板层数 8 2 塔板效率的估算 8 3 实际板层数的求取 9 四 精馏塔的工艺条件以及有关物性数据的计算 10 1 精馏段体积流量 10 1 1 平均摩尔质量计算 10 1 1 1 塔顶平均摩尔质量计算 10 1 1 2 进料板平均摩尔质量计算 10 1 1 3 精馏段平均摩尔质量 10 1 2 平均密度的计算 10 1 2 1 气相平均密度计算 10 1 2 2 液相平均密度计算 10 1 2 3 精馏段液相平均密度 11 2 提馏段的体积流量 11 2 1 平均摩尔质量计算 11 2 1 1 塔底平均摩尔质量计算 11 2 1 2 提馏段平均摩尔质量计算 12 2 2 平均密度 12 2 2 1 气相平均密度 12 2 2 2 液相平均密度 12 2 2 3 提馏段液相平均密度 12 五 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 13 1 塔径的计算 13 2 精馏塔有效高度的计算 14 六 塔板主要工艺尺寸的计算 15 1 溢流装置计算 15 1 1 堰长 lw 15 1 2 溢流堰高度 how 15 1 3 弓形降液管宽度 Wd 和截面积 Af 15 1 4 降液管底隙高度 h0 15 2 塔板布置 15 2 1 塔板的分块 16 2 2 边缘区宽度确定 16 2 3 开孔区面积计算 16 2 4 筛孔计算及其排列 16 七 筛板的流体力学验算 16 1 塔板压降 16 1 1 干板阻力 hc 计算 16 1 2 气体通过液层的阻力 h1 计算 17 1 3 液体表明张力的阻力 h 计 算 17 2 液面落差 17 3 液沫夹带 17 4 漏液 17 5 液泛 18 八 塔板符合性能图 19 1 漏液线 19 2 液沫夹带线 19 3 液相负荷下限线 20 4 液相负荷上限线 20 5 液泛线 20 九 各接管尺寸的确 定 23 1 进料管 23 2 釜残液出料管 23 3 回流液管 23 4 塔顶上升蒸汽管 24 十 主要符号说明 25 十一 总结 26 十二 参考资料 27 十三 附图 27 板式精馏塔设计任务书板式精馏塔设计任务书 一 设计题目设计题目 苯 甲苯 精馏分离板式塔设计 二 设计任务及操作条件设计任务及操作条件 1 设计任务 生产能力 进料量 4 万 吨 年 操作周期 7200 小时 年 进料组成 50 质量分率 下同 塔顶产品组成 99 塔底产品组成 2 2 操作条件 操作压力 常压 进料热状态 泡点进料 冷却水 20 加热蒸汽 0 2MPa 3 设备型式 筛板塔 4 厂 址 安徽省合肥市 三 设计内容设计内容 1 概述 2 设计方案的选择及流程说明 3 塔板数的计算 板式塔 1 物料衡算 2 平衡数据和物料数据的计算或查阅 3 回流比的选择 4 理论板数和实际板数的计算 4 主要设备工艺尺寸设计 1 塔内气液负荷的计算 2 塔径的计算 3 塔板结构图设计和计算 4 流体力学校核 5 塔板负荷性能计算 6 塔接管尺寸计算 7 总塔高 总压降及接管尺寸的确定 5 辅助设备选型与计算 6 设计结果汇总 7 工艺流程图及精馏塔装配图 2 号或 3 号图纸 8 设计评述 一 概述一 概述 1 1 精馏塔的简介精馏塔的简介 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作 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 根据塔内气液接触部件的结构型式 可 分为板式塔和填料塔 板式塔内设置一定数目的塔板 气体以鼓泡或喷射形式 穿过板上液层进行质热传递 气液相组成呈阶梯变化 属逐级接触逆流操作过 程 填料塔内装有一定高度的填料层 液体自塔顶沿填料表面下流 气体逆流 向上 也有并流向下者 与液相接触进行质热传递 气液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是 1 生产能力大 2 传热 传质效率 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 材料耗用量少 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 板式塔大致可分为两类 1 有降液管的塔板 如泡罩 浮阀 筛板 导 向筛板 新型垂直筛板 蛇形 S 型 多降液管塔板 2 无降液管的塔板 如穿流式筛板 栅板 穿流式波纹板等 工业应用较多的是有降液管的塔板 如浮阀 筛板 泡罩塔板等 2 苯苯 甲苯物系简介 甲苯物系简介 苯的沸点为 80 1 熔点为 5 5 在常温下是一种无色 味甜 有芳香气味的 透明液体 易挥发 苯比水密度低 密度为 0 88g ml 但其分子质量比水重 苯难溶于水 1 升水中最多溶解 1 7g 苯 但苯是一种良好的有机溶剂 溶解有 机分子和一些非极性的无机分子的能力很强 甲苯是最简单 最重要的芳烃化合物之一 在空气中 甲苯只能不完全燃 烧 火焰呈黄色 甲苯的熔点为 95 沸点为 111 甲苯带有一种特殊的芳 香味 与苯的气味类似 在常温常压下是一种无色透明 清澈如水的液体 密 度为 0 866 克 厘米 3 对光有很强的折射作用 折射率 1 4961 甲苯几乎 不溶于水 0 52 g l 但可以和二硫化碳 酒精 乙醚以任意比例混溶 在氯仿 丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性 甲苯的粘性为 0 6 mPa s 也就是说它的粘稠性弱于水 甲苯的热值为 40 940 kJ kg 闪点为 4 燃 点为 535 3 设计依据 设计依据 分离苯和甲苯 可以利用二者沸点的不同 采用塔式设备改变其温度 使其分 离并分别进行回收和储存 板式精馏塔 浮法塔都是常用的塔类型 可以根据 不同塔各自特点选择所需要的塔 筛板是在塔板上钻有均布的筛孔 呈正三角形排列 上升气流经筛孔分散 鼓泡通过板上液层 形成气液密切接触的泡沫层 或喷射的液滴群 筛板塔是 1932 年提出的 当时主要用于酿造 其优点是结构简单 制造维修方 便 造价低 气体压降小 板上液面落差较小 相同条件下生产能力高于浮阀 塔 塔板效率接近浮阀塔 其缺点是稳定操作范围窄 小孔径筛板易堵塞 不 适宜处理粘性大的 脏的和带固体粒子的料液 但设计良好的筛板塔仍具有足 够的操作弹性 对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板 故近年我国对筛板的 应用日益增多 所以在本设计中设计该种塔型 二 设计方案的选择二 设计方案的选择 1 1 塔型选择 塔型选择 根据生产任务 若按年工作日 300 天 每天工作 24 小时 产品流量是 5555 56Kg h 因为苯 甲苯物系的粘度较小 流量较大 所 以选用筛板塔 筛板塔的结构简单 造价低 气体压强低 生产能量 大 2 2 操作条件选择操作条件选择 确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程 各种设备的结构型式和某些 操作指标 例如组分的分离顺序 塔设备的型式 操作压力 进料热状态 塔 顶蒸汽的冷凝方式等 下面结合课程设计的需要 对某些问题作些阐述 2 12 1 操作压力操作压力 蒸馏操作通常可在常压 加压和减压下进行 确定操作压力时 必须根据 所处理物料的性质 兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑 例如 采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料 但压力降低将 导致塔径增加 同时还需要使用抽真空的设备 对于沸点低 在常压下为气态 的物料 则应在加压下进行蒸馏 当物性无特殊要求时 一般是在稍高于大气 压下操作 但在塔径相同的情况下 适当地提高操作压力可以提高塔的处理能 力 有时应用加压蒸馏的原因 则在于提高平衡温度后 便于利用蒸汽冷凝时 的热量 或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝 从而减少蒸馏的能量消耗 2 22 2 进料状态进料状态 进料状态与塔板数 塔径 回流量及塔的热负荷都有密切的联系 在实际 的生产中进料状态有多种 但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中 这主要是由于此时塔的操作比较容易控制 不致受季节气温的影响 此外 在 泡点进料时 精馏段与提馏段的塔径相同 为设计和制造上提供了方便 2 32 3 加热方式加热方式 蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热 设置再沸器 有时也可采用直 接蒸汽加热 然而 直接蒸汽加热 由于蒸汽的不断通入 对塔底溶液起了稀 释作用 在塔底易挥发物损失量相同的情况下 塔底残液中易挥发组分的浓度 应较低 因而塔板数稍有增加 采用直接蒸汽加热时 加热蒸汽的压力要高于 釜中的压力 以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力 对于苯 甲苯溶 液 一般采用 1 1 2 0KPa 表压 三 计算过程三 计算过程 一 精馏塔的物料衡算一 精馏塔的物料衡算 常压 苯 甲苯气液相平衡数据 温度 t液相中苯 的含量 x 摩尔分数 气相中苯 的含量 y 摩尔分数 温度 t液相中苯 的含量 x 摩尔分数 气相中苯 的含量 y 摩尔分数 110 60089 459 278 9 106 18 821 286 870 085 3 102 220 237 084 480 391 4 98 630 050 082 390 395 7 95 239 761 881 295 097 9 92 148 971 880 2100 0100 0 1 原理液及塔顶 塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 MA 78 11kg kmol 甲苯的摩尔质量 MB 92 13kg kmol 式 2 541 0 13 92 5 0 11 78 5 0 11 78 5 0 F X 1 0 992 13 92 01 0 11 78 99 0 11 78 99 0 D X 0 02 78 11 0 024 0 020 98 78 1192 13 W X 2 原料夜及塔顶 塔底产品的平均摩尔质量 MF 0 541 78 11 1 0 541 92 3 61 67kg kmol 式 2 2 MD 0 983 78 11 1 0 983 92 13 78 22kg kmol MW 0 024 78 11 1 0 024 92 13 91 79kg kmol 3 物料衡算 原料处理量 式 2 3 1 h Kmol F09 90 7200 96 85 40000000 总物料衡算 D W 90 09 式 2 3 2 苯物料衡算 90 09 0 541 0 992D 0 024W 联立解得 D 48 12kmol h W 41 97kmol h 以上计算结果见下表 1 名称原料液馏出液釜残液 X 摩尔分数 0 5410 9920 024 摩尔质量 Kg kmol61 6778 2291 79 物料量 kmol h90 0948 1241 97 二 塔板数的确定二 塔板数的确定 1 理论塔板层数 NT 的求取 苯 甲苯属理想物系 可采用图解法求解理论塔板数 由手册查的苯 甲苯物系的气液平衡数据 绘出 x y 图 见附图 1 1 求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比 在附图中对角线上 自点 e 0 44 0 44 作垂 线 ef 即为进料线 q 线 该线与平衡线的交点坐标为 yq 0 744 xq 0 541 故最小回流比为 式 3 22 1 541 0 744 0 744 0 992 0 min x y y x q q q D R 1 取操作回流比为 R 2Rmin 2 1 22 2 44 1 2 求操作线方程 L RD 2 44 48 12 117 41kmol h V R 1 D 2 72 1 14 02 165 53 kmol h L L F 38 13 32 31kmol h 207 5 V V 165 53 kmol h 精馏段操作线方程为 式 3 2 288 0 71 0 xy 提馏段操作线方程为 y 1 25x 0 006 式 3 3 1 3 图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数 如 x y 图所示 求解结果为 总理论塔层数 NT 12 5 包括再沸器 进料板位置 NF 7 精馏段 N 6 2 塔板效率的估算 由 t x y 图可查得原料液 塔顶和塔底混合物的沸点 4 80 tD 5 97 tF 3 108 tW 全塔的平均温度 4 95 3 3 108 5 97 4 80 tm 在温度下查得 苯 0 26mPa s 甲苯 0 29 mPa s m t 因为 LiLi x 所以 2692 0 28 0 541 0 1 26 0 541 0 uLF 2602 0 uLD 2759 0 uLW 全塔液体的平均粘度 由 t 80 4查得 smPa uLm 2696 0 3 2759 0 2602 0 2692 0 C 式 3 1211 033 lg6 03055 80 4220 79 O A P 4 102 26 O A PkPa 1344 8 ln6 07954 80 4219 482 B P 39 36 B PkPa 1 2 600 同理 t 109 2时C 229 43 A PkPa 97 29 B PkPa a2 2 384 47 2 384 2 600 2 21 全塔效率 式 3 5 245 245 1 0 49 0 4953 82 2 47524 0 27553 o TL o 3 实际板层数的求取 精馏段实际塔板层数 N 精 块1254 0 6 提馏段实际塔板层数 N 提 12 5 0 54 24 块 三 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 1 操作压力的计算 塔顶的操作压力 KPaPD 3 101 每层塔板的压降 KPaP7 0 进料板压力 KPaPF 7 109127 03 101 精馏段平均压力 KPaP m 2 1052 7 109 3 101 2 操作温度的计算 依据操作压力 由泡点方程通过试差法计算出泡点温度 其中苯 甲苯的饱 和蒸汽有安托尼方程计算 计算结果如下 塔顶温度 CtD 4 80 进料板温度 CtF 5 97 精馏段平均温度 Ctm 95 882 5 97 4 80 3 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量的计算 由理论板的计算过程可知 992 0 1 D xy995 0 1 x molKgMVDm 22 7813 92 992 0 1 11 78992 0 molKgMLDm 18 7813 92 995 0 1 11 78995 0 进料板平均摩尔质量的计算 由理论板的计算过程可知 675 0 F y545 0 F x molKgMVFm 67 8213 92 675 0 1 11 78675 0 molKgMLFm 49 8413 92 545 0 1 11 78545 0 精馏段的平均摩尔质量为 molKgM Vm 45 802 67 8222 78 molKgM Lm 34 812 49 8418 78 4 平均密度计算 4 1 气相平均密度计算 由理想气体状态方程式计算 即 3 77 2 15 27337 94 314 8 45 8053 115 mKg RT Mp m Vmm Vm 4 2 液相平均密度计算 液相平均密度计算依下式计算 即 LB B LA A Lm aa 1 塔顶液相平均密度的计算 由 查液体在不同温度下的密度表得 CtD 4 80 3 811mKg A 3 807mKg B 807 01 0 811 99 0 1 LDm 3 96 810mKg LDm 进料板液相平均密度的计算 由 查液体在不同温度下的密度表得 CtF 5 97 3 796mKg A 3 802mKg B 406 0 13 92 545 0 1 11 78545 0 11 78545 0 A a 802 594 0 796 406 0 1 LFm 3 28 805mKg LDm 精馏段的平均密度为 3 03 8032 6 79244 813 mKg Lm 精馏段的气 液相体积流率为 sm VM V Vm Vm S 905 0 77 2 3600 45 8016 112 3600 3 sm LM L Lm Lm S 0024 0 28 8053600 34 8112 84 3600 3 同理计算提馏段数据 名称气相液相 名称气相液相 平均摩尔质量 kg kmol80 4581 34 平均密度 kg m32 77805 28 体积流量 m3 s0 9050 0024 平均摩尔质量 kg kmol84 3587 97 平均密度 kg m32 745780 905 体积流量 m3 s0 44510 0022 5 塔径的计算 液体平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算 即 n i iiLm x 1 塔顶液相平均表面张力的计算 由 查液体表面张力共线图得 CtD 4 80 mmN A 75 20 mmN B 00 21 mmN LDm 75 2000 21 995 01 32 21995 0 进料板液相平均表面张力的计算 由 查液体表面张力共线图得 CtF 50 97 mmN A 10 19 mmN B 75 19 mmN LFm 90 1475 19 541 0 1 10 19541 0 精馏段平均表面张力为 mmN Lm 08 202 90 1475 20 sm LM L Lm Lm S 0024 0 28 8053600 34 8112 84 3600 3 由 式中 C 由求取 其中由筛板塔汽液负 V VL Cu max 2 0 20 20 L CC 20 C 荷因子曲线图查取 图横坐标为 045 0 77 2 28 805 3600905 0 36000024 0 2 1 2 1 V L h h V L 取板间距 板上液层高度 则mHT45 0 mhL06 0 mhH LT 39 0 06 0 45 0 查筛板塔汽液负荷因子曲线图得074 0 20 C 0741 0 20 82 20 074 0 20 074 0 2 02 0 L C smCu V VL 261 1 77 2 77 2 28 805 0741 0 max 取安全系数为 0 65 则空塔气速为 smuu 819 0 173 1 65 0 65 0 max m u V D S 19 1 819 0 14 3 905 0 44 按标准塔径圆整后为 mD2 1 塔截面积为 222 131 1 2 1785 0 785 0 mDAT sm A v u T S 800 0 6 精馏塔有效高度的计算 塔的高度可由下式计算 式 5 4 2 DTPFB ZHNS HSHHH 已知实际塔板数 N 24 板间距 0 4m T H 由于料液较清洁 无需经常清洗 可取每一隔 6 块设一个人孔 则人孔的数目 S 为 S 4 个 取人孔两板之间间距 则塔顶空间 塔底空间 0 6 P Hm 1 0 D Hm 2 0 B Hm 进料板空间高度 那么全塔高度为 0 6 F Hm 1 0 2723 0 43 0 60 62 014 2Zm 四 塔板主要工艺尺寸的计算 1 溢流装置计算 因塔径 可选用单溢流弓形降液管 采用凹形受液盘 各项计算如下 mD2 1 1 1 堰长 w l 取 mDlw78 0 2 166 0 65 0 1 2 溢流堰高度 w h 由 选用平直堰 堰上液层高度由下式计算 即 owLow hhh ow h 3 2 1000 84 2 w h ow l L Eh 近似取 E 1 则mhow014 0 924 0 36000029 0 1 1000 84 2 3 2 取板上清液层高度mmhL60 故mhhh owLw 046 0 014 0 06 0 2 弓形降液管宽度和截面积 d W f A 由 查弓形降液管参数图得 65 0 D lw 0733 0 T f A A 136 0 D Wd 则 2 111 0 131 1 0733 0 mAf mWd1632 0 2 1136 0 验算液体在降液管中停留时间 即 ss L HA h Tf 515 36000024 0 45 0 829 0 3600 3600 故降液管设计合理 3 降液管底隙的流速 则 smu 1 0 0 m ul L h w h 037 0 1 065 0 3600 36000024 0 3600 0 0 mmhhw006 0009 0 037 0 046 0 0 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘 深度 mmh w 50 4 塔板布置 4 1 塔板的分块 因 故塔板采用分块式 查塔板块数表得塔板分mmD800 为 3 块 4 2 边缘区宽度确定 取 mWW ss 075 0 mWc025 0 4 3 开孔区面积计算 开孔区面积计算为 a A sin 180 2 1222 r x rxrxAa 其中 mW D r c 575 0 025 0 6 0 2 故 21222 773 0 575 0 3618 0 sin575 0 180 14 3 3618 0 575 0 3618 0 2mAa 4 4 筛孔计算及其排列 由于苯和甲苯没有腐蚀性 可选用碳钢板 mm3 取筛孔直径 筛孔按正三角形排列 取孔中心距 t 为 mmd5 0 mmdt1652 32 3 0 筛孔数目 n 为 个3487 016 0 773 0 155 1 155 1 2 2 t A n a 开孔率为 8 8 15 5 907 0 907 0 2200 t d A A a 气体通过筛孔的气速为 sm A V u s 27 13 773 0 088 0 903 0 0 0 五 筛板的流体力学验算五 筛板的流体力学验算 1 塔板压降 1 1 干板阻力 hc 计算 式 7 2 0 0 0 051 V C L u h C 1 2 由 d0 5 3 1 67 查图表得 c0 0 772 故 m 液柱 2 8 122 7475 0 051 0 0197 0 772788 8975 C h 1 2 气体通过液层的阻力 h1 计算 h1 hl 式 7 2 式 7 0 43625 0 6 0 7850 0575 S a Tf V um s AA 3 式 7 1 21 2 0 0 6 2 74750 995 aV Fukgs m 4 查充气系数关联图知 0 64 故 h1 hl 0 64 0 06 0 0384m 液柱 1 3 液体表明张力的阻力 h 计算 液柱 式 7 3 0 44 19 9 10 0 0021 78 8975 9 81 0 005 L L hm gd 5 气体通过每层塔板的液柱高度 hp 为 hp hc h1 h 式 7 6 hp 0 0197 0 0384 0 0021 0 0602m 液柱 气体通过每层塔板的压降为 Pp hp Lg 0 0602 788 8975 9 81 465 89Pa 式 7 7 2 液面落差 对于筛板塔 液面落差很小 且本例的塔径的液流量均不大 故可忽略液 面落差的影响 3 液沫夹带 液沫夹带量由下式计算 即 式 7 6 3 2 5 7 10 a V LTf u e Hh 8 hf 2 5 2 5 0 06 0 15m L h 故kg 液 kg 气 0 1kg 液 kg 气 6 3 2 3 5 7 100 6 0 005 19 9 100 40 15 V e 故在本设计中液面夹带量 eV 在允许范围内 4 漏液 对筛板塔 漏液点气速 u0 min 可由下式计算 即 0 min0 4 4 0 00560 13 4 4 0 772 0 00560 13 0 060 0021 788 8 2 755 1 LLV uChh m s 实际孔速 8 12m s 0 u 0 min u 稳定系数为 0 0 min 8 12 1 61 5 5 1 u K u 故在本设计中无明显漏液 5 液泛 为防止塔内发生液泛 降液管内液层高 Hd 因服从下式 即 Hd HT hw 式 7 10 苯 甲苯属一般物系 取 0 5 则 HT hw 0 5 0 4 0 046 0 223m 而 Hd hp hl hd 板上不设进口堰 hd 可由下式计算 即 液柱 22 0 0 153 0 153 0 08 0 001 d hum Hd 0 0602 0 06 0 001 0 121m 液柱 Hd HT hw 故在本设计中不会发生液泛现象 六 精馏段塔板负荷性能图 1 漏液线 由 VLowws hhhCAVu 13 0 0056 0 4 4 00min min 0 32 1000 84 2 w h ow l L Eh 得 32 32 32 00min 0 090 0 00965 090 3 93 2 03 803 0216 0 924 0 3600 1 1000 84 2 046 0 13 0 0056 0 773 0 101 0 772 0 4 4 1000 84 2 13 0 0056 0 4 4 S s VL w h ws L L h l L EhACV 在操作范围内 任取几个值 依上式计算出值 计算结果列于下表 s L s V 表 4 1 漏液线计算结果 3 smLs0 00060 0015 0 00300 045 3 smVs 0 396 0 4060 419 0 429 表 4 1 漏液线计算结果 由上表数据即可作出漏液线 1 2 液沫夹带线 以为限 求关系如下 气液 kg 1 0 kgev ss LV 由 1 0 2 2285 0 373 1 1082 20 107 5 76 1 285 0 76 1 115 0 703 0 046 0 5 2 5 25 2 703 0 924 0 3600 11084 2 107 5 2 3 3 23 6 3 2 3 23 2 3 2 3 23 2 3 6 s s v sfT ssowwLf s s ow fT a L v L V e LhH LLhhhh L L h hH u e 整理得 3 2 06 11206 2 ss LV 在操作范围内 任取几个值 依上式计算出值 计算结果列于下表 s L s V 表 4 2 液沫夹带线计算结果 3 smLs0 00060 0015 0 00300 045 3 smVs 2 2172 016 1 976 1 905 由上表数据即可作出液沫夹带线 2 3 液相负荷下限线 对于平直堰 取堰上液层高度 0 006 作为最小液体负荷标准 ow h 006 0 703 0 924 0 3600 11084 2 3 2 3 23 s s ow L L h smLs 00079 0 3 min 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3 4 液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限s4 4 s TT L HA 故smLs 0093 0 4 40 0 0829 0 3 min 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 4 5 液泛线 令 wTd hHH 由 LdlcdLpd hhhhhhhhH owwL Ll hhh hh 联立解得 dcowwT hhhhhH 1 1 忽略 将与 与 与的关系式代入上式 并整理得 h ow h s L d h s L c h s V 3 222 sss LdLcbVa 式中 084 0 03 803 93 2 772 0 210 1 101 0 1 81 9 2 1 1 2 1 22 00 L V CAg a 149 0 046 0 161 0 5 0 40 0 5 0 1 wT hHb 70 183 039 0 924 0 153 0 153 0 22 0 hl c w 236 1 78 0 3600 57 0 1 11084 2 3600 1 1084 2 3 2 3 3 2 3 w l Ed 将有关的数据代入整理 得 3 222 19 1948 2852733 2 sss LLV 筛板塔工艺设计计算结果筛板塔工艺设计计算结果 项目数值与说明备注 塔径 D m1 2 板间距 HT m0 45 塔板型式单溢流弓形降液管分块式塔板 溢流堰长度 lw m0 78 溢流堰高度 hw m0 46 板上清液层高度 hl m0 06 降液管底隙高度 h0 m0 037 筛孔数目 N 个3487正三角行排列 阀孔气速 Uo m s8 12 开孔率 8 8 单板压降pap 465 89 降液管内液层高mHd 0 121 气相负荷上限 max s V 1 01雾沫夹带控制 气相负荷下限 min S V 0 324漏液控制 操作弹性4 94 七 各接管尺寸的确定七 各接管尺寸的确定 1 进料管 平均温度下 苯 781 1kg m3 甲苯 796 3 kg m3 进料体积流量 3 32 31 85 96 0 000988 781 f Sf f FM Vms 取适宜的输送速度 故1 0 f um s 式 9 44 0 000988 0 035 SF i f V dm u 1 经圆整选取热轧无缝钢管 GB8163 87 规格 42 3mm 实际管内流速 2 4 0 000988 0 97 0 036 f um s 2 釜残液出料管 釜残液的体积流量 式 9 3 18 29 91 79 0 000606 770 05 w SW w WM Vms 2 取适宜的输送速度 则0 5 W um s 4 0 000606 0 039 0 5 dm 计 经圆整选取热轧无缝钢管 GB8163 87 规格 42 3mm 实际管内流速 2 4 0 000606 0 59 0 036 W um s 3 回流液管 回流液体积流量 式 9 3 38 13 78 35 0 00104 796 L SL L LM Vms 3 利用液体的重力进行回流 取适宜的回流速度 那么0 15 L um s 4 0 00104 0 041 0 15 dm 计 经圆整选取热轧无缝钢管 GB8163 87 规格 50 4mm 实际管内流速 2 4 0 00104 0 75 0 042 W um s 4 塔顶上升蒸汽管 塔顶上升蒸汽的体积流量 3 14 02 78 35 0 627 2 75 SV Vms 取适宜速度15 v um s 4 0 627 0 231 15 dm 计 经圆整选取热轧无缝钢管 GB8163 87 规格 325 10mm 实际管内流速 2 4 3 0 41 1 0 305 sv um s 四 主要符号说明四 主要符号说明 英文字母名称英文字母名称 Aa 塔板开孔区面积 2 m K稳定系数 Af 降液管截面积 2 m lw堰长 m AT 塔截面积 2 m Ls液体体积流量 m3 s C负荷系数 m sN阀拢数目 20 C 气相负荷因子 m sP操作压力 Pa D塔径 mt阀孔中心距 m ET总板效率u空塔气速 m s F气相动能因子 kg1 2