苯-甲苯分离过程筛板精馏塔的设计.doc

此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 目 录 摘 要 第一章 概述 1 1 精馏塔设计任务 1 2 精馏塔设计方案的选定 第二章 精馏塔设计计算 2 1 精馏塔的物料衡算 2 2 塔板数的确定 2 3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 2 4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 2 5 塔板主要工艺尺寸的计算 第三章 筛板的流体力学验算 3 1 塔板压降 3 2 液面落差 第四章第四章 塔附属设备选型及计算塔附属设备选型及计算 4 1 再沸器 蒸馏釜 4 2 塔顶回流冷凝器 4 3 进料管管径 4 4 回流管管径 4 5 法兰 4 6 人孔 设计小结 附 录 参考文献 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 摘 要 本设计任务为精馏塔分离苯 甲苯混合物 对于二元混合物的分离 采用连 续精馏过程 设计中采用泡点进料 将原料液通过预热器加热至泡点后送人精 馏塔内 塔顶上升蒸气采用全器冷凝 冷凝液在泡点温度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 所以在设计中把操作回流比取最小回流比的 1 5 倍 塔釜采用间接蒸汽加 热 塔底产品经冷却后送至储罐 关键词 关键词 分离 苯 甲苯 AutoCAD 筛板精馏塔 设计计算 第一章第一章 概述概述 化工生产中所处理的原料 中间产物 粗产品几乎都是由若干组分组成的 混合物 而且其中大部分都是均相物质 生产中为了满足储存 运输 加工和 使用的需求 时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作 在化工 炼油 石油化工 等工业得到广泛应用 精馏过程在能量计的驱动下 使气 液两相多次直接接 触和分离 利用液相混合物中各相分挥发度的不同 使挥发组分由液相向气相 转移 难挥发组分由气相向液相转移 实现原料混合物中各组成分离该过程是 同时进行传质传热的过程 本次设计任务为设计一定处理量的分离苯和甲苯混 合物精馏塔 板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔 20 世纪 50 年代起对板式精馏塔 进行了大量工业规模的研究 逐步掌握了筛板塔的性能 并形成了较完善的设 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 计方法 与泡罩塔相比 板式精馏塔具有下列优点 生产能力 20 40 塔板效率 10 50 而且结构简单 塔盘造价减少 40 左右 安装 维修 都较容易 1 在本设计中我们使用筛板塔 筛板塔的突出优点是结构简单 造价低 合 理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性 而且效率高 采用筛板 可解决堵塞问题 适当控制漏液 筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一 五十年代之后 通过大量的工 业实践逐步改进了设计方法和结构 近年来与浮阀塔一起成为化工生产中主要 的传质设备 为减少对传质的不利影响 可将塔板的液体进入区制成突起的斜 台状 这样可以降低进口处的速度 使塔板上气流分布均匀 筛板塔多用不锈 钢板或合金制成 使用碳钢的比较少 实际操作表明 筛板在一定程度的漏夜 状态下操作使其板效率明显下降 其操作的负荷范围比泡罩塔窄 但设计良好 的塔其操作弹性仍可达到 2 3 化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节 通过课程设计使 我们初步掌握化工设计的基础知识 设计原则及方法 学会各种手册的使用方 法及物理性质 化学性质的查找方法和技巧 掌握各种结果的校核 能画 出工艺流程 塔板结构等图形 在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性 还要考虑生产上的安全性 经济合理性 在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求 另外还要有一定的潜力 节省能源 综合利用余热 经济合理 冷却水进出口 温度的高低 一方面影响到冷却水用量 另一方面影响到所需传热面积的大小 即对操作费用和设备费用均有影响 因此设计是否合理的利用热能等直接关R 系到生产过程的经济问题 2 本课程设计的主要内容是设计过程的物料衡算 塔工艺计算 塔板结构设计以及校核 1 2 精馏塔设计方案的选定 本设计任务为分离苯 甲苯混合物 对于二元混合物的分离 采用连续精馏 流程 设计中采用泡点进料 将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝 冷凝液在泡点温度下一部分回流至塔内 其余 部分产品经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 1 5 倍 塔釜采用间接蒸汽加热 塔底产品经冷 却后送至储罐 1 1 设计方案的选定及基础数据的搜集设计方案的选定及基础数据的搜集 本设计任务为分离苯一甲苯混合物 由于对物料没有特殊的要求 可以在 常压下操作 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 将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内 塔顶上升蒸气采用全 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 1 8 倍 塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热 塔底产品经冷却后送至储罐 其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝 热效率比较低 但塔顶 冷凝器放出的热量很多 但其能量品位较低 不能直接用于塔釜的热源 在本 次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一 充分利用了能量 塔板的类型为筛板塔精馏 筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔 孔径一般 为 3 8mm 筛孔在塔板上作正三角形排列 筛板塔也是传质过程常用的塔设备 它的主要优点有 结构比浮阀塔更简单 易于加工 造价约为泡罩塔的 60 为浮阀塔 的 80 左右 处理能力大 比同塔径的泡罩塔可增加 10 15 塔板效率高 比泡罩塔高 15 左右 压降较低 每板压力比泡罩塔约低 30 左右 筛板塔的缺点是 塔板安装的水平度要求较高 否则气液接触不匀 操作弹性较小 约 2 3 小孔筛板容易堵塞 下图是板式塔的简略图 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 2 2 板式塔的设计 板式塔的设计 2 12 1 工业生产对塔板的要求工业生产对塔板的要求 通过能力要大 即单位塔截面能处理的气液流量大 塔板效率要高 塔板压力降要低 操作弹性要大 结构简单 易于制造 在这些要求中 对于要求产品纯度高的分离操 作 首先应考虑高效率 对于处理量大的一般性分离 如原油蒸馏等 主 要是考虑通过能力大 2 2 2 2 设计方案的确定设计方案的确定 2 2 2 12 1 装置流程的确定装置流程的确定 精馏装置包括精馏塔 原料预热器 再沸器 冷凝器 釜液冷却器和产 品冷却器等设备 蒸馏过程按操作方式不同 可分为连续精馏和间歇精馏两 种流程 在本次的设计中 是为分离苯 甲苯混合物 对于二元混合物的分离 应该采用连续精馏流程 2 2 22 2 2 操作压力的选择操作压力的选择 蒸馏过程按操作压力不同 可分为常压蒸馏 减压蒸馏和加压蒸馏 一 般除热敏性物系外 凡通过常压 分离要求 并能用江河水或循环水将馏出 物冷凝下来的物系 都应采用 常压精馏 根据本次任务的生产要求 应采用常压精馏操作 2 22 2 3 3 进料热状况的选择进料热状况的选择 蒸馏操作有五种进料热状况 它的不同将影响塔内各层塔板的汽 液相 负荷 工业上多采用接近泡点的液体进料和饱和液体进料 通常用釜残液预 热原料 所以这次采用的是泡点进料 2 2 42 2 4 加热方式的选择加热方式的选择 由于采用泡点进料 将原料液加热至泡点后送入精馏塔内 塔顶上升蒸 汽采用全凝气冷凝 冷凝液在泡点下一部分回流至塔内 其余部分经产品冷 却后送至储罐 2 2 52 2 5 回流比的选择回流比的选择 回流比是精馏操作的重要工艺条件 其选择的原则是使设备费用和操作 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 费用之和最低 苯 甲苯混合液是属易分离物系 最小回流比较小 故操作回流比取 最小回流比的 2 0 倍 塔釜采用间接蒸汽加热 塔顶产品经冷却后送至储 罐 3 3 工艺流程图工艺流程图 板式塔主要由筒体 封头 塔内构件 包括塔板 降液管和受液盘 人孔 进出口管和群座等组成 按照塔内气 液流动的方式 可将塔板分为错流与逆流塔板两类 工业应 用以错流式塔板为主 常用的由泡罩塔 筛板塔 浮阀塔等 此次设计按照要求选用筛板塔来分离苯 甲苯系 4 4 工艺计算及主体设备的计算 工艺计算及主体设备的计算 4 14 1 精馏塔的物料衡算精馏塔的物料衡算 苯的摩尔质量 78 11 kg kmol 甲苯的摩尔质量 93 13 kg kmol 原料处理量 F 160 kmol h 进料苯的摩尔分率 0 55 F x 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 塔顶苯的摩尔分率 0 96 D x 塔顶易挥发组分的回收率 94 总物料衡算 F D W 易挥发 苯 组分衡算 W FDW FxDxx 塔顶易挥发组分 苯 的回收率 D D 100 F F x x 联立解得 94 160 0 55 86 2 0 96 F D Fx Dmol hmol h x 16086 273 8 WFDmol h 160 0 5586 2 0 96 0 071 73 8 FD W FxDx x W 4 24 2 塔板数的确定塔板数的确定 4 2 14 2 1 理论板层数理论板层数的求取的求取 T N 苯 甲苯属理想物系 可采用图解法求理论板层数 由手册查得苯 甲苯物系的气液平衡数据 绘出 x y 图 见图 1 求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比 在图 1 中对角线上 自点 e 0 55 0 55 作垂线 ef 即为进料线 q 线 该线与平衡线的交点坐标为 0 75 0 55 q y q x 故最小回流比为 R min 0 960 75 1 05 0 750 55 Dq qq xy yx 取操作回流比为 R 2 21 05 2 1 求精馏塔的气 液相负荷 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 2 1 86 2181 02 LRDmol h 1 2 1 1 86 2267 22 VRDmol h 181 02 160341 02 LLFmol h 267 22 VVmol h 求操作线方程 精馏段操作线方程 181 0286 2 0 960 6770 310 267 22267 22 D LD yxxxx VV 提留段操作线方程 341 0273 8 0 0711 2760 0196 267 22267 22 W LW yxxxx VV 图解法求理论塔板数 采用图解法求理论塔板数 如图 1 所示 求解结果为 总理论板层数 N 10 5 包括再沸器 T 进料板位置 N 5 T 图 1 图解法求理论板层数 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 4 2 24 2 2 实际板层数的求解实际板层数的求解 精馏段实际板层数 N 精 4 7 698 0 52 提留段实际板层数 N 提 6 5 12 513 0 52 4 34 3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算 以精馏段为例进行计算 4 3 14 3 1 操作压力的计算操作压力的计算 设塔顶表压 P表 4 kPa 塔顶操作压力 PD 101 3 4 105 3 kPa 每层塔板压降 P 0 7 kPa 进料板压力 PF kPa105 30 7 8110 9 精馏段的平均压力 kPa 105 3 110 9 108 1 2 m P 4 3 24 3 2 操作温度计算操作温度计算 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 蒸气压由 安托尼方程计算 计算过程略 计算结果如下 塔顶温度 tD 82 1 进料板温度 t 泡点温度 F 确定在 110 9kPa 下溶液的泡点需采用试差法 经过几次试差后 得到泡点 t 92 进料板温度 t 92 F 精馏段平均温度 t 82 l 92 2 87 05 m 4 3 34 3 3 平衡摩尔质量的计算平衡摩尔质量的计算 塔顶平均摩尔质量计算 由 x y 0 96 查平衡曲线 见图 1 得 D1 x 0 889 1 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 M 0 96 78 11 1 0 96 92 13 78 67kg kmol VDm M 0 889 78 11 1 0 889 92 13 79 67kg kmol LDm 进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板 见图 1 得 y 0 702 F 查平衡曲线 见图 1 得 x 0 495 F M 0 702 78 11 1 0 702 92 13 82 29kg kmol VFm M 0 495 78 11 1 0 495 92 13 85 19kg kmol LFm 精馏段平均摩尔质量 M 78 67 82 29 2 80 48kg kmol Vm M 79 67 85 19 2 82 43kg kmol Lm 4 3 44 3 4 平均密度的计算平均密度的计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算 即 2 91kg m Vm m Vmm RT MP108 1 80 48 8 314 87 05273 15 3 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算 即 1 iii a 塔顶液相平均密度的计算 由t 82 1 查手册得 D 812 7 kg m 807 9 kg m A 3 B 3 812 5kg m LDm 1 0 96 812 70 04 807 9 3 进料板液相平均密度的计算 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 由 tF 92 查手册得 734 1kg m 734 3 kg m A 3 B 3 进料板液相的质量分率 a 0 454 A 0 495 78 11 0 495 78 11 0 505 92 13 1 734 2 0 4540 546 734 1734 3 LFm 精馏段液相平均密度为 812 5 734 2 2 773 35kg m3 Lm 4 3 54 3 5 液体平均表面张力计算液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算 即 Lmii x 塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD 82 1 查手册得 21 24 mN m 21 42 mN m A B 0 960 04 21 42 21 25mN m LDm 24 21 进料板液相平均表面张力的计算 由 tF 92 查手册得 19 82mN m 20 61mN m A B 0 495 19 820 505 20 61 20 22mN m LFm 精馏段液相平均表面张力为 21 25 20 22 2 20 74mN m Lm 4 3 64 3 6 液体平均粘度计算液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算 即 lglg Lmii x 塔顶液相平均粘度的计算 由 tD 82 1 查手册得 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 0 302 mPa s 0 306 mPa s A B 0 96 lg 0 302 1 0 96 lg 0 306 lg LDm 0 302 mPa s LDm 进料板液相平均粘度的计算 由 tF 92 查手册得 A 0 276 mPa s B 0 283 mPa s lg 0 495 lg 0 276 1 0 495 lg 0 283 LFm 0 280 mPa s LFm 精馏段液相平均表面张力为 0 302 0 280 2 0 291mPa s Lm 4 44 4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算 4 4 14 4 1 塔径计算塔径计算 精馏段的气 液相体积流率为 V s Vm vm VM 3600 3 267 22 80 48 2 053 3600 2 91 ms L s Lm Lm LM 3600 3 181 02 82 43 0 00536 3600 773 35 ms 由 u C max V VL 式中C由式 5 5 计算 其中的由图 5 1 查取 图的横坐标为 20 0 0426 h h L V 2 1 V L 0 00536 3600 2 053 3600 1 2 773 35 2 91 取板间距 H 0 40m 板上液层高度 h 0 06m 则 TL H h 0 40 0 06 0 34m TL 查图 5 1 得 C 0 075 20 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 C C 0 075 0 0755 20 2 0 20 L 0 2 20 74 20 u 0 0755 1 228 m s max 773 352 91 2 91 取安全系数为 0 7 则空塔系数为 u 0 7 u 0 7 1 228 0 860 max D u Vs 44 2 053 1 744 0 860 m 按标准塔径圆整后为 D 1 8 m 塔截面积为 A D 1 8 2 543 m T 4 2 4 22 实际空塔系数为 u 2 053 0 807 2 543 m s 4 4 24 4 2 精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 Z精 N精 1 HT 8 1 0 4 2 8m 提馏段有效高度为 Z提 N提 1 HT 13 1 0 4 4 8m 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 Z精 Z提 0 8 2 8 4 8 0 8 8 4m 4 5 4 5 塔板主要工艺尺寸的计算塔板主要工艺尺寸的计算 4 5 14 5 1 溢流装置计算溢流装置计算 因塔径 D 1 8m 可选用单溢流弓形降液管 采用凹形受液盘 各项计算如下 堰长 lW 取 lW 0 66D 0 66 1 8 1 19m 溢流堰高度 hw 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 由 WLOW hhh 选用平直堰 堰上液层高度 h由式 5 7 计算 即 OW h E OW 1000 84 2 2 3 h W L l 近似取 E 1 则 h 1 0 018m OW 1000 84 2 2 3 0 00536 3600 1 19 取板上清液层高度 0 06m L h 故 0 06 0 018 0 042m WLOW hhh 弓形降液管宽度和截面积 WdAf 由 0 66 W l D 查图 5 7 得 0 0722 f T A A 0 124 d W D Af 0 0722AT 0 0722 2 543 0 184m2 Wd 0 124D 0 124 1 8 0 223m 依式 5 9 验算液体在降液管中停留时间 即 13 73s 5s h Tf L HA3600 3600 0 184 0 40 0 00536 3600 故降液管设计合理 降液管底隙高度h0 0 0 3600 h W L h l u 取 0 16m s 0 u 0 0 0 00536 3600 0 0282 36003600 1 19 0 16 h W L hm l u 0 042 0 0282 0 0138m 0 006m 0W hh 故降液管底隙高度设计合理 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 选用凹形受液盘 深度 50mm W h 4 5 2 塔板布置 塔板的分块 因 D 800mm 故塔板采用分块式 查表 5 3 得 塔极分为 5 块 边缘区宽度确定 取 W W 0 065m W 0 035m ssc 开孔区面积计算 开孔区面积 Aa按式 5 12 计算 即 2 221 A2sin 180 a rx x rx r 其中 x W W 0 223 0 065 0 612m 2 D sd 1 8 2 r W 0 035 0 865m 2 D c 1 8 2 故 A 2 0 612 sin 1 924m a 22 0 8650 612 2 0 865 180 1 0 612 0 865 2 筛孔计算及其排列 本设计所处理的物系无腐蚀性 可选用 3 mm 碳钢板 取筛孔直径 5 0 mm 筛孔按正三角形排列 取孔中心距 t 为 t 3 3 5 15mm 0 筛孔数目 n 为 n 9876 个 2 0 155 1 t A 2 1 155 1 924 0 015 开孔率为 0 907 0 907 10 1 t d0 2 015 0 005 0 2 气体通过筛孔的气速为 u 10 56 m s 0 0 A Vs2 053 0 101 1 924 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 4 6 4 6 筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算 4 6 14 6 1 塔板压降塔板压降 干板阻力 hc计算 干板阻力 hc由式 5 19 计算 即 2 0 0 0 051 v c L u h c 由 5 3 1 67 查图 5 20 得 0 772 0 0 故 h 0 051 0 0359m 液柱 c 10 56 0 772 2 2 91 773 35 气体通过液层的阻力计算 hl 气体通过液层的阻力 h1由式 5 20 计算 即 1L hh u 0 870m s a fT AA Vs 2 053 2 5430 184 F 0 87 1 484kg s m 0 2 91 2 12 1 查图 5 11 得 0 59 故 h h hh 0 59 0 042 0 018 0 0354m 液柱 1L wow 液体表面张力的阻力计算h 液体表面张力所产生的阻力由式 5 23 计算 即h h 0 0022m 液柱 0 4 gd L L 3 4 20 74 10 773 35 9 81 0 005 气体通过每层塔板的液柱高度 hp 可按下式计算 即 1pc hhhh h 0 0359 0 0354 0 0022 0 0735m 液柱 p 气体通过每层塔板的压降为 P hg 0 0735 773 35 9 81 557 6Pa 0 7kPa 设计允许 ppL 值 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 4 6 24 6 2 液面落差液面落差 对于筛板塔 液面落差很小 且本例的塔径和液流量均不大 故可忽略液面落 差的影响 4 6 34 6 3 液沫夹带液沫夹带 液沫夹带量由式 5 24 计算 即 3 2 6 5 7 10 a v LTf u e Hh h 2 5h 2 50 06 0 15m fL 故 0 015kg 液 kg 气u 0max 0 稳定系数为 K 1 857 1 5 max 0 0 u u10 56 5 688 故在本设计中无明显漏液 4 6 54 6 5 液泛液泛 为防止塔内发生液泛 降液管内液层高应服从式 5 32 的关系 即 dTw HHh 苯一甲苯物系属一般物系 取 0 5 则 0 5 0 40 0 042 0 221m Tw Hh 而 dpLd Hhhh 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 板上不设进口堰 可由式 5 30 计算 即 d h h 0 513 0 153 0 16 0 00392m 液柱 d 0 u 22 H 0 0735 0 06 0 00392 0 137m 液柱 d dTw HHh 故在本设计中不会发生液泛现象 4 7 4 7 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 4 7 1 漏液线 由 0 min0L 4 4C0 0056 0 13h LV uh min 0 min 0 S V u A Lwow hhh h E OW 1000 84 2 2 3 h W L l 得 2 3 min00 2 84 4 40 00560 13 1000 H sWLV W L VC AhE l 4 4 0 772 0 101 1 924 2 3 36002 84 0 00560 13 0 04210 0022 773 35 2 91 10001 19 s L 整理得 2 3 min 10 76 0 008860 0565 sS VL 在操作范围内 任取几个 Ls 值 依上式计算出 Vs 值 计算结果列于表 1 表 1 L m s s 3 0 00060 00150 00300 0045 V m s s 3 1 0441 0691 1011 127 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 由上表数据即可作出漏液线 l 4 7 24 7 2 液沫夹带线液沫夹带线 以 0 1kg 液 kg 气为限 求 Vs Ls 关系如下 v e 由 3 2 6 5 7 10 a v LTf u e Hh u 0 424V a fT s AA V 2 5430 184 s V s 2 52 5 fLwow hhhh h 0 042 w h 0 594 L ow 2 3 36002 84 1 10001 19 s L s 3 2 故 h 0 105 1 485 L fs 3 2 H h 0 295 1 485 L Tfs 3 2 e 0 1 v 3 2 6 32 3 0 4245 7 10 20 74 100 295 1 485 s s V L 整理得 2 3 4 39422 114 SS VL 在操作范围内 任取几个 Ls 值 依上式计算出 Vs 值 计算结果列于表 2 表 2 L m s s 3 0 00060 00150 00300 0045 V m s s 3 4 2374 1043 9343 791 由上表数据即可作出液沫夹带线 2 4 7 34 7 3 液相负荷下限线液相负荷下限线 对于平直堰 取堰上液层高度 0 006m 作为最小液体负荷标准 由式 5 7 得 ow h 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 h 0 006 ow 3 2 3600 1000 84 2 w s l L E 取 E 1 则 L 0 00102 min s 84 2 1000006 0 2 3 1 19 3600 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3 4 7 44 7 4 液相负荷上限线液相负荷上限线 以 4s 作为液体在降液管中停留时间的下限 4 s Tf L HA 故 L 0 0184 m s max s 0 184 0 4 4 3 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线 4 4 7 54 7 5 液泛线液泛线 令 dTw HHh 由 dpLd Hhhh 1pc hhhh 1L hh Lwow hhh 联立得 11 Twowcd Hhhhhh 忽略 将与 LS 与 LS 与 VS的关系式代人上式 并整理得 h ow h d h c h 222 3 Sss a Vbc Ld L 式中 a L v cA 2 00 051 0 b H 1 h T w c 0 153 l h w0 2 d 2 84 1 E 3 10 3 2 3600 w l 将有关数据代入 得 0 00853 a 2 0 051 0 101 1 924 0 772 2 91 773 35 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 b 0 5 0 154 0 40 50 59 10 042 c 135 86 2 0 153 1 19 0 0282 d 2 84 0 945 2 3 3 3600 1011 0 59 1 19 故 0 00853 0 154 135 86 0 945 2 S V 2 s L 2 3 s L 或 18 05 15927 3 110 79 2 S V 2 s L 2 3 s L 在操作范围内 任取几个 Ls 值 依上式计算出 Vs 值 计算结果列于表 3 表 3 L m s s 3 0 00060 00150 00300 0045 V m s s 3 4 1544 0703 9503 835 由上表数据即可作出液泛线 根据以上各线方程 可作出筛板塔的负荷性能图 如图所示 0 0 5 1 1 5 2 2 5 3 3 5 4 4 5 5 00 0050 010 0150 02 Ls Vs 在负荷性能图上 作出操作点 A 连接 OA 即作出操作线 由图可看出 该筛 板的操作上限为液泛控制 下限为漏液控制 由图 2 查得 3 max V3 334 s ms 3 min V1 105 s ms 故操作弹性为 max min 3 334 3 017 1 105 s s V V 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 所设计筛板的主要结果汇总于表 4 序号序号项目项目数值数值序号序号项目项目数值数值 1 平均温度tm 87 0517 边缘区宽度 m 0 035 2 平均压力pm kPa 108 118 开孔区面积 m2 1 924 3 气相流量VS m3 s 2 05319 筛孔直径 m 0 005 4 液相流量LS m3 s 0 0053620 筛孔数目 9876 5 塔的有效高度Z m 1021 孔中心距 m 0 015 6 实际塔板数 2122 开孔率 10 1 7 塔径 m 1023 空塔气速 m s 0 807 8 板间距 0 424 筛孔气速 m s 10 56 9 溢流型式 单溢流 25 稳定系数 1 857 10 降液管型式 弓型 26 单板压降 kPa 0 629 11 堰长 m 1 1927 负荷上限 液泛控制 12 堰高 m 0 04228 负荷下限 漏夜控制 13 板上液层高度 m 0 0629 液沫夹带 kg 液 kg 气 0 015 14 堰上液层高度 m 0 01830 气相负荷上限 m3 s 3 334 15 降液管底隙高度 m 0 028231 气相负荷下限 s 1 105 16 安定区宽度 m 0 06532 操作弹性 3 017 5 5 辅助设备的草图及选型辅助设备的草图及选型 5 1 1 接管接管 1 进料管 进料管的结构类型很多 有直管进料管 弯管进料管 T 形进料管 本设计 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 采用直管进料管 F 149Kg h 807 9Kg F 3 m 则体积流量 sV FM m00411 0 3600 9 807 21 80149 e 进 进 管内流速 smu 6 0 则管径 93 4mmm0934 0 14 3 6 0 00411 0 44 u V d 取进料管规格 95 2 5 则管内径 d 90mm 进料管实际流速 smu d V 65 0 22 09 0 14 3 00411 0 44 2 回流管 采用直管回流管 回流管的回流量 hkmolL 87 155 塔顶液相平均摩尔质量 kmolkgM 21 80 平均密度 3 9 813mkg 则液体流量 smV e LM L 00427 0 3 3600 9 813 21 8087 155 取管内流速 smu 5 1 则回流管直径 mmmd u VL 2 600602 0 14 3 5 1 00427 0 4 4 可取回流管规格 65 2 5 则管内直径 d 60mm 回流管内实际流速 smu d V 51 1 22 06 0 14 3 00427 044 3 塔顶蒸汽接管 则整齐体积流量 smV p nRT 134 2 3 36001013 1014 15 27394 80314 81089 274 3 3 取管内蒸汽流速 smu 15 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 则 md u V 426 0 14 315 134 244 可取回流管规格 430 12 则实际管径 d 416mm 塔顶蒸汽接管实际流速 smu d V 17 22 416 0 14 3 314 2 44 4 釜液排出管 塔底 w 30kmol h 平均密度 3 4 785mkge 平均摩尔质量 kmolkg 05 91M 体积流量 smV e wM 00096 0 3 3600 4 785 05 9130 取管内流速 smu 5 0 则 md u V 0495 0 14 35 0 00096 044 可取回流管规格 54 2 5 则实际管径 d 49mm 塔顶蒸汽接管实际流速 smu d V 51 0 22 049 0 14 3 00096 044 5 塔顶产品出口管径 D 119koml h 相平均摩尔质量 kmolkgM 21 80 溜出产品密度 3 9 813mkge 则塔顶液体体积流量 smV e DM 00326 0 3 3600 9 813 21 80119 取管内蒸汽流速 smu 5 1 则 mmmd u V 6 520526 0 5 114 3 00326 0 44 可取回流管规格 58 2 5 则实际管径 d 53mm 塔顶蒸汽接管实际流速 smu d V 48 1 22 053 0 14 3 00326 044 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 5 2 附属设备设计 5 2 1 泵的计算及选型 进料温度 tq 92 63 333 kg m66 799 kg m85 798 kg m 08 801 FBA sPa A 282 0 smPa B 286 0 smPa Lm 293 0 已知进料量 F 9166 67kg h 2 546kg s smFq Fv 0032 066 799 546 2 3 取管内流速则smu 6