筛板精馏塔课程设计-苯---甲苯二元物系浮阀精馏塔设计

1、吉林化3 f ?£化工原理课程设计题目苯-一甲苯二元物系浮阀精馅塔设计教学院化工与材料工程学院专业班级高分子材料与工程学生姓名岳明园学生学号08120235指导教师张振坤2010年6月22日课程设计任务书1、设计题目：苯-甲苯二元物系筛板精徭塔设计设计一筛板精懈塔用于分离苯和甲苯的混合物2、工艺操作条件加料量为：65kmol/h加料状态：泡点进料分离要求：进料组成xf=0.5憾岀液组成xd=0.98釜液组成xw=0.03操作压力：常压3、设计要求1. 摘要2. 绪论3 流程的确定和说明4 .工艺计算5 精馅塔的设计计算6 精馅塔的附属设备7 设计结果列表&参考文献9.结束语(

2、-)精谓工艺过程流程图(-)精谓塔流程图(三)精谓塔塔体结构图4、设计日期:2009年6刀10 h至年6刀22日摘 要1绪 论3第1章操作方案511装置流程的确定51.2操作压力的选择51.3进料状况的选择51.4加热方式的选择51.5回流比的选择6第2章 工艺计算72.1 72.2物料恒算723 八、t日. 92.4理论塔板数的计算11第3章艺尺加十算13.13.13.14.15.16.16.173.1塔的工艺条件及物性数据计算3.1.1塔顶条件下的流量及物理性参数312塔釜条件下的流量及物性参数3.1.3进料条件下的流量及物性参数3.1.4精馅段的流量及物性参数3.1.5提锚段流量及物性参

3、数3.1.6液体平均表面张力计算3.2精馅塔的塔体工艺尺寸计算183. 2.1 塔径的计算183. 2. 2.精馅塔有效高度的计算193. 3塔板的工艺尺寸计算202022 3. 3.1.溢流装置计算 3. 3. 2.塔板布置3.4.筛板的流体力学验算233. 4.1 .塔板压降233. 4. 2.液面落差243. 4. 3.液沫夹带2495 253. 4. 4.漏液 3. 4. 5液泛3. 5塔板负荷性能图253. 5.1 漏液线253. 5. 2液沫夹带线263 5 3 273.5. 4.液相负荷上限线273.5. 5.液泛线273.5. 6.负荷性能图及操作弹性283.6板式塔的结构29

4、3.6.1 293.6.2塔板结构30本章主要符号说明32第4章 辅助设备及选型34筛板塔的工艺设计计算结果汇总表36精憾工艺过程流程图37精憾塔流程图38附录39参考文献40结束语41abstractthis course is designed separation of benzene - toluene of the dual system, throughthe sieve distillati on column, condenser desi gn, so that we have a prelim in ary designof the basic chemical princ

5、iples and methods.the design of the distillation unit, including distillation column, condenser and other equipment. top condensate installations in the whole condensate, used to precisely control reflux ratio; bottom with indirect steam heating, so as to provide adequate heat.1 精惚塔概述精饴塔（fzctiormtin

6、g column）是进行精馆的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸 帼塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精绸塔与间歇精帼 塔。关于各种类型塔板的介绍主要的塔板型式冇：泡罩塔板；浮阀塔板；筛孔塔板；舌形塔板（斜孔塔板）；网孔塔板; 垂直浮阀；多降液管塔板；林德浮阀；无溢流塔板。（1）泡罩塔板泡罩塔板的气体通道是由升气管和泡罩构成的。升气管是泡罩塔区别于其它塔板的主要结 构特征。这种结构不仅结构过于复杂，制造成本高，而且气体通道曲折多变、干板压降达、液 泛气速低、生产能力小。浮阀塔板浮阀塔板是对泡罩塔板的改进，取消了升气管，在塔板开孔上访设置了浮阀，浮阀可根据 气体的流量自行调节

7、开度。气量较小时可避免过多的漏液，气量较大时可使气速不致过高，降 低了压降。筛孔塔板筛孔塔板是最简单的塔板，造价低廉，只要设计合理，其操作弹性是可以满足生产需要的, 目前已成为应用最为广泛的一种板型。舌形塔板舌形塔板是为了防止过量液沫夹带而设计的一种塔型，由舌孔喷出的气流方向近于水平， 产生的液滴几乎不具冇向上的初速度。同时从舌孔喷出的气流，通过动量传递推动液体流动， 降低了板上液层厚度和塔板压降。网孔塔板网孔塔板采用冲冇倾斜开孔的薄板制造，具冇舌形塔板的特点，并易于加工。垂直浮阀垂直浮阀是在塔板上开冇若干直径为100-200mm的犬圆孔，孔上设置圆柱形泡罩，泡罩下 缘于塔板冇一定的间隙，泡罩

8、侧壁开有许多筛孔。气流喷射方向是水平的，液滴在垂直方向的 初速度为零，液沫夹带量很小。多降液管塔板在普通浮阀上设置多根降液管以适应人液体量的要求，降液管为悬挂式。林德浮阀林德浮阀是专为真空精帼设计的高效低压降塔板，在整个浮阀上布置一定数量的导向斜 孔，并在塔板入口处设置鼓泡促进装置。无溢流塔板无溢流塔板是一种简易塔板，只是一块均匀开冇一定缝隙或筛孔的圆形平板，无降液管， 结构简单，造价低廉。2. 仪器的选用筛板精饰塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的汽液传质设备。它的结构特点是塔板上开冇许多均匀的小孔。根据孔径的犬小，分为小孔径筛板和大孔径 筛板两类。工业上以小孔径筛板为主，大孔径筛板多

9、用于某些特殊场合（如分离难度大、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。合理的设计和适当的操作能满足要求的操作弹性，而且效率高。筛 板塔制造维修方便，相同条件下生产能力比泡罩塔高10%15%,板效率亦约高10%15%,而 每板压力降则低30%左右，适用于真空蒸馄；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具冇较高的操 作弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体 粒子的料液。塔底物料采出精憎框架简图第1章设计方案蒸憎釜（再沸器），冷凝器，釜液冷却器和产品 分为联组整流和间歇蒸憎两种流程。连

10、续蒸憎1.1装置流程的确定蒸憎装置包括精绸塔，原料预热器， 冷却器等设。按过程按操作方式的不同， 有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产屮以连续蒸谓为主。间歇蒸憎具有操作 灵活，适应性强等优点，适合于小规模，多品种或多组分物系的初步分离。蒸憎通过物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝实现分离，热量自塔釜输入， 由冷凝器屮的冷却质 将余热带走。在此过程屮，热能利用率很低，为此 在确定装置流 程时应考虑余热的利用。譬如，用余料作为塔顶产品（或釜液产品）冷却器的冷却介质, 既可以将原料预热，又可以节约冷却质。流程屮除用泵这节送入塔原料外也可以用高位槽送另外，为保持塔的操作稳定性，分冷凝器两种不同

11、的设置。甲醇和水不反应，且容 塔顶出来的气体温度不高，冷凝后冋流液和产品温料，以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝装置可采用全冷凝器， 易冷凝，故使用全凝器，用水冷凝。度不高，无需进一步冷却，此次分离也是希望得到甲醇，选用全凝器符合要求。总之，确定流程时要较全面，合理地兼顾设备，操作费用，操作控制及安全诸因素。1.2操作压力的选择蒸憎过程屮按操作压力不同，分为常压蒸憎，减压蒸憎和加压蒸憎。一般地，除热明性物系，凡通过常压蒸憎能够实现分离要求，并能用江河水或循环水将憎出物 冷凝下来的物系，都能采用常压蒸憎；对热敏性物系或者混合物泡点过高的物系，则 宜釆用减压蒸憎；对常压下憎出物冷凝温度过低的物系，需

12、提高塔压或者采用深井水, 冷冻盐水作为冷却剂；而常压下呈气态的物系必须采用加压蒸憎。甲苯和苯在常压下 就能够分离出来，所以木实验在常压下操作就可以。1.3进料状况的选择进料状况一般有冷液进料，泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定对 分离有利，节省加热费用。采用泡点进料不仅对稳定操作较为方便，且不受季节温度影 响。综合考虑，设计上采用泡点进料。泡点进料吋，基于恒摩尔流假定，精锚段和提锚 段上升蒸汽的摩尔流量相等，故精绸段和提绸段塔径基木相等，制造上较为方便。1.4加热方式的选择加热方式可分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热直接由塔底进入塔内。由 于重组分是水，故省略加热装置。但在一

13、定的冋流比条件下，塔底蒸汽冋流液有稀释作 用，使理论板数增加，费用增加。间接蒸汽加热使通过加热器使釜液部分汽化。上升蒸 汽冋流下来的冷液进行传质，其优点是釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论塔 板数，其缺点是增加加热装置。本设计塔釜采用间接加热蒸汽，塔底产品经冷却后送至 储罐。1.5回流比的选择回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小型塔，回流冷凝器一般安装在塔顶。 其优点是回流冷凝器无需支持结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较。如果需要较高的 塔顶处理或塔板数较多时，回流冷凝器不宜安装在塔顶。因为塔顶冷凝器不已安装，检 修和清理。在这种情况下，可采用强制回流，塔顶上蒸汽采用冷凝器冷却以冷回

14、流流入 塔中。由于本次设计为小型塔，故采用重力回流。本设计物系属易分离物系，最小回流 比较小，故操作回流比却最小回流比的2倍。xf=0.50, xd=0.98, xw=0.03m、= 78. 11kg / kniol甲苯的摩尔质量叽=92. 14他 / mol第2章工艺计算2.1基础数据汽液平衡时，t,x,y数据苯的縻尔分数温度苯的摩尔分数温度液相气相°c液相气相°c0.00.0110.60. 5920. 78989.40. 0880.212106. 10. 7000. 85386.80. 2000. 370102.20. 8030.91484.40. 3000. 5009

15、8.60. 9030. 95782.30. 3970.61895.20. 9500. 97981.20. 4890.71092. 11.001.0080.2表1苯一甲苯汽液平衡数据2.2物料恒算已知 f=65kmol/h, 苯的摩尔质量2. 物料衡算原料处理量原料液:f = iqkmol / h总物料:f = d + w易挥发组分： f - x： = d x°七w 旺.联立求解得:d = f “厂一",二 70 x °山° 一 ° °3 = 34. kmol / h x)一 xw0. 98 一 0. 03w = f - d = 35.

16、 zlkmol / h3. 塔顶、塔釜产品质量流量塔顶产品质量流量i)=时 d = 78. 39 x 34. 63 = 2714. 68 / h塔釜产品质量流量：倂二.仏. iv = 91. 72 x 35. 37 二 3244. ukg / h4 物料衡算结果表2物料衡算结果表» 塔顶 塔底平均摩尔质量85.1278.3991.71摩尔分数/ %0.500.980.03摩尔流量/(kmol/h)7034.6335.375. 塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：tvd、tld、t f > tw 利jffl表屮数据由内插法可求得：塔顶：塔釜：进料：98. 0 - 95. 01

17、00 - 95.0fcp 81. 280.2-81.2二* tm = 80. 6 °c1°°一9&0 =血 2 - 几=切=81. 15°c100 一 97.980.2 一 81.20 - 0. 03 _0-8.8 _110.6 - u110.6 - 106. 1=> 盒=110. 58 °c70. 0 59. 2 _ 86. 6 89. 450. 0 59. 2 tr 89. 4精憎段平均温度:t7) + tpt =281. 15 + 91. 79=86. 47°c提留段平均温度：6.操作压力塔顶操作压力每层塔板压降进

18、料压力精馅段平均压力tw + tft2 =2110. 58 + 91.792pd = 101.3 + 5 = 106.dp = 0. &kpa=101. 19 °cpr = 106.3 + 0. 6 x 8 = 111. kpap!s = (106. 3 + 111. 1)/2 = 108. ikpa7.平均相对挥发度取x-y曲线上两端下温度g的平均值 查气液平衡数据表t=106.1oc 时， e =人 xp =怦 _ ：)= 2. 79 入.心 (1 -心t=81.2°c 时， 久=曲 _ 幻=2.45(1 - yk所以2. 79 + 2. 452=2. 62&a

19、mp;冋流比的确定由苯一甲苯物系的汽液平衡数据可绘出xy图，如图在图屮对角线上，自f点(0.50, 0.50)作垂线fp即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点 坐标为：yp=0.713,xp=0.50故最小回流比rmin= =1.25yp xp取操作会冋流比r=2rmin=2x 1.25=2.502.3热量恒算1加热介质的选择常用的介质冇饱和水蒸汽和烟道气。饱和水是一种应用最广的加热剂。由于饱和水蒸汽冷凝时 的传热系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确地控制加热温度。燃料燃烧所排放的烟道气温 可达1001000°c,适用于高温加热。烟道气的缺点是比热容及传热系数很低，加热温度控制 困难。

20、本设计采用300kpa的饱和水蒸气作为加热物质。水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热 管，不但成本会相应降低，塔结构也不复杂。2. 冷却剂的选择常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜地加以选用。受当地气温限制，冷却水一般为1025°c。 如需要冷却到较低温度，则采用低温介质，如冷冻盐水、氟利昂等。3. 热量恒算(1) 冷凝器的热负荷qc =(r+ i)d(ivd-ild) 式中 ivd塔顶上升蒸汽的焰；ild塔底惚出液的焙。又ivd_ild=xd hy 苯 + ( 1-xd) hv 甲苯式中zhv苯苯的蒸发潜热； hv甲苯甲苯的蒸发潜热。蒸发潜热的计算：蒸发潜热与温度的关系a hv2= a

21、iivi -11 -乃1273. 15 + 81. 15562. 1式屮tr对比温度表3沸点下蒸发潜热列表沸点/k蒸发潜热厶 hv/(kj/kg)tc/k苯353.3394562. 1甲苯383.3360591.781.15°c时，苯:=0.630丁t273. 15 + 80.2tri =二-0.629tc562. 1蒸发潜热 hv 沪394 x - 黑 =393.596 kj/kg1 - 0. 629)同理甲苯:tr2= =tc273. 15 + 81. 15591.7=0.599蒸发潜热a hy ip=360 xtn= =tc273. 15 + 110. 65591.71 - 0

22、. 599、0 38(1 - 0.649丿=0.649=378.687 kj/kgqc =(r+ 1)d(ivd-ild)=(2.5+1 )x2714.68 x 393.298=3.74 x 106 kj/h(2) 冷却水消耗量qgc(广2 - fl)式中 wc冷却水消耗量，kg/hcpc冷却介质在平均温度下的比热容，kj/(kg/°c)s t2冷却介质在冷凝器进岀口处的前往温度，°c所以20 + 30 =25r2 2次温度下冷却水的比热容cpc=4. 25 kj/(kg/°c)wc= -=' 74 * 10"=8.8x10" kg/h

23、cpc(t2 一 门)4. 25 x (30 - 20)2.4理论塔板数的计算(1) 精憾塔的气、液相负荷/ =肋=2. 5 x 34. 63 = 86. lkmol / hk = (7? + 1) = (2. 5 + 1) x 34. 63 = 121. 2057 / hl = / + f = 86. 575 + 70 = 156. 575如o/ / hv =v = 121205加刃/力(2) 求操作线方程 精憎端操作线方程86. 575 x + 121.20534. 63121.05x 0. 98二 0.714 十 0. 28提徭端操作线方程y156. 575 x - 121.20535.

24、 37121.05x 0. 031.292/ - 0. 087(3) 用逐板法计算理论层板数0=2.62,则相平衡方程 xy = ya - (a - l)y 2. 62 - 1. 62y联立得y = 0.714 + 0. 28 y = 1. 292x - 0. 0875两操作线交点的横坐标为xf = 0. 6538 先交替使用相平衡方程与精懈端操作线方程 x = 0. 98 > xx = 0. 9492y9 = 0. 9579 口 t 也=0 8963y3 = 0. 9176 t 屯=0. 8095y4 = 0. 8580 t= 0. 6975y5 = 0. 7780 t= 0. 572

25、2 < x= 0. 6358第5块板为加料板 以下交替使用相平衡方程与捉憾端操作线方程x_ = 0. 5722t）人=0. 6518 口 t 竝=0.4167y7 = 0. 4509 t 乞=0. 2368ys 0. 2208 > %8 = 0. 0976yg = 0. 0386 > *9 = 0. 0151 < 旺，总理论板数为9,精憾段理论板数为4,第5块为进料板（4）实际板层数的求取精留段实际板层数:n沪4/0.52=7.7=8提留段实际板层数:n提=5/0.52=9.6 10第3章板式塔主要工艺尺寸的讨篡3.1塔的工艺条件及物性数据计算苯和甲苯物性数据表4液相密

26、度温度t, °c8090100110120p a, kg/m3815800.2792.5780.3768.9p b, kg/m3810803.9790.3780.3770.0表5液体的表面张力o温度t, °c8090100110120o a, mn/m21.2720. 061&8517. 6616. 49o n, mn/m21.6920. 5919. 9418.4117. 31表6液体的粘度pl温度t, °c8090100110120u ia mpa0. 3080. 2790. 2550. 2330.215u lb mpa0.3110. 2860. 264

27、0. 2540. 228表7液体气化热y温度t, °c8090100110120v a, kj/kg394. 1386.9379. 3371.5363.2v b, kj/kg379.9373.8367.6361.2354.63.1.1塔顶条件下的流量及物理性参数xd=0.98 , xd =0.976 , d =34.63 kmol/h(1) 气体平均相对分了质量页=m/d+m 甲苯(1-xd)=78.11 x0.98+92.14x (1-0. 98) =78.39 kmol/h液相相对分了质量mld = mi。=78.39 kg/mol(3) 气相密度=2.698 kg/m3“如x比

28、上=啤><273.1522.4 t 矿 22.4273.15 + 8 l15(4) 液相密度tld=80.60 °c,查表0=815 kg/m' , /m；=810kg/m用内插法算得 丄= 222+1 _ 0.976pm p& p815810解得：/9i.d=814.88 kg/m3(5) 液相粘度查表 6 口j得：tld =80.60°c 时口苯=0.308 mpa s , 口甲苯=0.311 mpa s ld = uxd+u 甲苯(1 xd)=0.308x0.98+0.311 x (1-0.98)=0.308 mpa s(6) 塔顶出料的质

29、量流量d =d 页=34.63x7& 39 =2714. 646 kg/h表8塔顶数据结果表符msm.vdp'dpld/j.ldddkg / hnolkg / kmolkg / mkg / m3mpa skmol / hkg / h号数7&397&392.698814.880.30834.632714.6463.1.2塔釜条件下的流量及物性参数xw=0.03 , xw =0.026 , w=35.37 kmol/h液和平均和对分了质量mlw = mvw = m映=91.72 kg/kmol(2) 气相密度tw=110.58°cpvw mvw tox一x

30、22.4 t91.719273j5=x22.4 273.15 + 110.58=295 kg/m3(3) 液相密度tw=110.58°c用内插法得:pg p 10.03 0.971p昧p床=780.3 kg/m3(4) 塔釜出料的质量的流量w = w莎=35.37x91.719=3244.1 kg/m3(5) 液相粘度tw=l 10.58°c , u 甲苯=0.254 mpa su im二 u 甲苯=0.254 mpa s符号mlwmviv0wplwjulwwkg / mol kg / kinolkg / nrkg / m3mpa skmol / hkg / h数值91.7

31、291.722.195780.30.25435.373244.1表9塔釜数据结果表3.1.3进料条件下的流量及物性参数f=70 kmol/h ,xp=0.50 , xf =0.46由内插法可得：70.°-592 = 70.°-50.085.3-78.985.3 尹=>y =73.4 %=0. 734(1) 气相平均相对分子质量mvr = >> m + (1 -=0.734 x 7&11+ (1-0.734) x92. 14=81.84 kg/kmol液相平均相对分子质量页苯+ (1 xf)m甲苯=0.5x78. 11+ (10.5) x92. 14

32、=85.125 kg/kmol(3)气相密度k如x2厶吐x273.15=2.735 kg/n?22.4 t 022.4273.15 + 91.79(4)液相密度tf=91.79°c 时，=800.2 kg/m3,=803.9 kg/m3用内插法可求出：=802.19 kg/m3液相粘度併二91. 79°c 时，p 苯=0.279 mpa s , u 甲苯=0.286 mpa sp lfxf.卩苯+(1 xp) u 甲苯=0.5x0. 279+ (1-0. 5) x0. 286=0.283 mpa s(6) 进料质量流量f'= f m =70x85. 125=5958

33、. 75 kg/h符号表10进料数据结果表pvipu/ lfffkg / kmolkg / kmol kg / m3 kg / 亦 mpa s kmol i h kg/hmvfmlfplf/hu= 81.76 kg/kmol(3)气相密度pg + qvf 2.698 + 2.735=2.717 kg/kmol(4)2液相密度z?ld-hz?lf814.88 + 802.19 oao , 3p调=-=808.56 kg/mlf(5)2液相粘度= °308 + 0-283 = 0.296 mpa s气相流量摩尔流量vtt= (r+l) d =(2.5+1) x34. 63=212.21

34、kmol/h质量流量v = vwjxmvw = 121.21x80. 12=9711. 35 kg/h(7)液相流量摩尔流量l 萨 r 二2. 5x34. 63二86. 58 kmol/hlffi= 皿=86.58x81. 76=7078. 78 kg/h 精馅段数据结果表质量流量mvimanp、&pl箱vmlw厶kmol / hkg / kmolkg / kmolkg / m3kg / m3kmol / hkg/?kg / h80.1281.762.717808.56121.219711.3586.587078.78表11序 号数值81.8485.1252.735802.19 0.2

35、835958.75703.1.4精馅段的流量及物性参数(1) 气相平均相对分子质量78.394-81.84 =8()j2kg/kmol液相平均相对分了质量-ms + mf 7&39 + 8.13 mlk =3.1.5提锚段流量及物性参数(1) 气相平均相对分了质量莎 + 莎 81.84 + 91.72/1mv提=86.78 kg/mol2 2(2) 液相平均相对分子质量88.43kg/molmcf + mlw 853 + 91.72mlh =2 2液相密度802.19 + 780.3. . 3” 2= 791.25kg/m'气相密度/?f+/?vw2.735 + 2.195 n

36、 . 3p吹二尸 j = 2.465 kg/mpvivw(5)2液相粘度lw+/lf 0.254 + 0.283 八“堤二尸 尸 二=0.269 mpa s2气相流量摩尔流量式中q=l因为、小虻(q-l) f所以 v 提=v 箱 + (q-l) f= v 精=121.21 kmol/h (泡点进料)质量流量v,； =7.77=121. 78x86. 78 = 10568.07 kg/m3液相流量摩尔流量l 提=l 稱+qf= l 荊+f=86.58+70= 156.58 mol/h质量流量l 捉=l -=156.58 x 88.43= 13846.37 kg/h表12提憾段数据结果表序 号提k

37、g / kmolm朋pvap诧厶捉kg/hmp« skmol / hkmol / hkg / kmolkg/m3kg/m3kg/h数 值86.7888.432.465791.250.269121.2110568.07156.5813846.33.1.6液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，bp：un - xi塔顶液相平均表面张力的计算：由切=80. 60 °c ,查表得o稚=21. 27n / m6喘=21. 69加v / m6血=21. 27 x 0. 98 4- 21. 69 x 仃一0. 98) = 21. 28加v / m进料板液相平均表而张力的计算: 由

38、s = 91.79 °c,杏表得 er苯二20. 06 mn/m6啡二20. 59 mn/m6亍0 50 x 20. 60+(1-0. 50) x 20. 59=20. 33 mn/m精馄段液相平均表面张力的计算：匹，=(21. 28 + 20. 33)/ 2 = 20. 81加v / m3.2精馅塔的塔体工艺尺寸计算3. 2. 1.塔径的计算精饰段的气液相体积流率为vmv121. 21 x 80. 12° we ? /v =加二53600几=3600 x 2.7179929" $=0. 0024/773 / s3600/7 加86. 58 x 81. 76360

39、0 x 808. 360. 0024 x 3600 z808. 36m/2 八“丿 =0. 041 /0. 9929 x 3600 2.717取板间距h.=0. 40m,板上液层高度h,=0. 05m,则ht hl= 0.4 0.06 = 0.34m查史密斯关联图得c2o=o. 046。乂塲讥。46（警）讥0. 0464umax0. 0464/808. 36 - 2. 717v 2.717=0. 799zz? / s取安全系数为0.8,则空塔气速为 =0. 8i/max = 0. 8 x 0. 799 = 0. 639/77 / s=1.407刃° _ 4k _4 x 0.9929_

40、 v莎 _ v3. 14x0. 639按标准塔径圆整后d二1.4m。粹馆段塔截面积为“彳八彳x（l. 4尸=1. 5曲v. o 9929实际空塔气速灿/s3. 2. 2.精馅塔有效高度的计算精憎段有效高度为z隸=（"希一l）/r = （8 - 1） x 0. 4 = 2. 87提饰段有效高度为z提=(a"r, 一 1)冷=(10 - 1)x0. 4 = 3. 6/n 在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8米 故精懾塔的有效高度为了 = 青+抵+ 0. 8 = 7. 2刃3. 3.塔板的工艺尺寸计算3. 3.1.溢流装置计算塔径d二1.4米可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液

41、盘。 (1 )堰长lwlw = 0. 6z? = 0. 6x1.4 = 0. 84zz?51(2) 溢流堰高度h«由hhr-how,选用平宜堰，堰上液层高度由列朗西斯公式仏v =£(s2/3计算, 丄 uuui w近似取e二1则贝0x 1 x3600)2/310000.84=0. 0134zz?取板上清液层高度hi.二80mm , 故 hw=hl-how=o. 08-0. 0134=0. 0666m(3) 弓形降液管宽度w”和截面积os0.4030.010.4os 0.6 0.7 0.8 0.9 1.00.1: 3040302 o o 00.a a= 0. 058- = 0

42、. 12ard故 &. = 0. 0584 = 0. 092 x 1.54 = 0. 0893/； = 0. 12d = 0. 12 x 1.4 = 0. 168/z?依式&二> (3 5)验算液体在降液管中的停留吋间,门 3600a7/r3600 x 0. 0893 x 0. 40匚0 = = 14. 88s > 5s厶3600 x 0. 0024h故降液管设计合理。(4) 降液管底隙高度h°/?0=如3600/上。取 uo =0. 08 m/s则a)_ 乙 3600 x 0.0024-3600zq 3600 x 0. 6 x 0. 08=0. 05仍h

43、 一 人=0. 0666 - 0. 05 = 0. 0166/77 > 0. 0134/z? w0故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度/?1，=50加加3. 3. 2.塔板布置（1）塔的分块因二1400沏 800/77/77 ,故塔板采用分块式，查表得，塔板分为4块表13塔板分块数塔径,mm800 12001400 16001800200022002400塔板分块数3456(1)边缘区宽度确定也.=他'=0. 06/77,炉0. 04m(3) 开孔区而积计算 2a = 2(x/r2 - x2 + arc sin ) ”180r1 4、v -(0-168 - 0 06)0

44、. 472仍d1 4r =il =-0. 04 = 0. 66/2?2 ° 2故a = 2(xjr2 - x2 + arc sin ) "180r=2 x (0. 472 x vo. 662 - 0.4722) + 兀 745-応 sin= 1. 130/7；180 0.66（4）筛孔计算及其排列本设计选用力=3加加碳钢板，取筛孔直径d° = 5mm筛孔按正三角形排列,取空中心t为筛孔的正三角形排列/ = 3d（）=3x5 = 15/7?/?/叱1. 155a i. 155 x 1. 130“人筛孔数口 n = 一厂 = = 5800个i0.015开孔率为 0 =

45、 0.907（乙）2 = 0.907 x（）2 =10.1%t0.015v0 9929气体通过筛孔的气速=亠=,=8. 70/ / s0. 101 x 1. 1303. 4.筛板的流体力学验算3.4.1.塔板压降（1）干板阻力伦计算筛板开孔率。 15% ,干板阻力&由式心=0.051（经）2（么）计算 c。 pi由d° /=5/3 = 1.67 ,查干筛孔的流量系数图得co = 0.772干筛孔的流量系数“ 0.051 x（鶴»（誥）"。2愀液柱（2）气体通过液层的阻力勺计算气体通过液层的阻力勺可由式:h严卩町 计算vu =、二"at _ &am

46、p;0.9929n 皿力 /二=0. 684/z? / s1. 54 一 0. 08931 1=弘pv = 0. 684 x 丁2 717 = 1. 13心护 /（s 加）查充气系数关联图得0 = 0. 64充气系数关联图故力/ = 0力/ = 0（力”.+ hj = 0. 64 x 0. 08 = 0. 0512刃液柱（3）液体表而张力的阻力&计算plsq=0. 0021/zz液柱_ 4込 _4x20.81x10plgd 80& 36 x 9. 81 x 0. 005气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即妇=心+人+心hp = 0. 0218 + 0. 0512 + 0.

47、 0021 = 0. 0755液柱气体通过每层塔板的压降为旳=hpgplpr = hpgpi = 0. 0751 x 9.81 x 808. 36 = 595. 6pa < 0. ikpa （设计允许值）3. 4. 2.液面落差对于d < 1600/77/2?的筛板塔，液面落差很小，可忽略液面落差的影响。本设计的 d = 1400如< 1600/,故液面落羌可忽略不计。3. 4. 3.液沫夹带液沐夹带量由式q,5.7x107（叫l h 丁 叫严计算hf 2. 5力/ = 2. 5 x 0. 08 = 0. 20/故9 =x(o.4o!8o.2o)3'2 = °

48、;- °】他液/滋气< °-呢液/他气故木设计液沫夹带量在允许范围内3.4.4.漏液对于筛板，漏液点气速 可由式：w0,min = 4.4c07(0.0056 + 0.13hl - ha)pl /pv计算= 4- 4cj(0. 0056 + 0. 13aa - hp, / pv=4.4 x 0. 772 x 7(0. 0056 + 0. 13 x 0. 08 - 0. 0021) x 808. 36 / 2. 717 = 6. 908/z? / s实际孔速 如二& 70刃/ s > § min稳定系数为3.4.5 液泛”0,min8. 706.

49、 908=1.26为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度h 应服从式h/e(h + hw)的关系 苯一一甲苯物系属一般物系，取0 = 0.5 则讽乞 + 仏)=0. 5 x (0. 40 + 0. 0666) = 0. 2333加而=如+入+饥hd = 0. 153 x (町尸=0. 0. 153 x 0. 082 = 0. 001仍液柱h. = 0. 0751 + 0. 08 + 0. 001 = 0. 1565液柱故在木设计中不会发生液泛现象.3. 5.塔板负荷性能图3. 5. 1 漏液线 由 «o,min 二 4.4c()j(0.0056 + 0.13仏一心)久 / 几5.min

50、他=力w + “0w4. 4 x 0. 772 x 0. 101 x 1. 130 x5.7x10"6ua3.2ht - hf 丿丽=4. 4詢0 0056 + 0. 13切 + 諾 e中“-伽 / pv整理得 v . = 4. 4 x 0. 088a/0. 01216 + 0. 0974zv 5. 2.液沫夹带线 ) 808. 36 / 2. 717k* >inini ij=6. 687丁0. 01216 + 0. 0974§门在操作范围内，任取儿个值，依上式计算'值结果列于表屮ls, tn3 /s0. 00150. 00450. 00700. 0090vs

51、,m以ev=0akg液/畑气为限，求vs-ls关系如下:/s0. 7750.8140. 8390. 856由上表数据即可作出漏液线1由“二一i二乙=0. 689/'4 - ar 1.54 - 0.0893'hf=2.5hl=2.5(hwhow)力=0. 0666w2. 841000x (型24)2/0. 84/3故心=0. 1665 + 1.8725a2/3 hf =0 2335 - 1 8725纟"故厶丽ah 丁_40. 0893 x 0. 44=0. 00893仍彳 / s5.7xkt6 (0689乙 产2 = q 】20.81x107 0. 2335 - 1.8725z273 一 *s整理得匕=2. 14 - 17. 18./3在操作范围内，任取几个值，依上式计算值结果列于表中ls, m 5. 4.液相负荷上限线以&二4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由式 / s0. 0010. 00450. 00700. 0090vs, m3 / s1.9151.6721.5111.397由上表数据即可作出液沫夹带线23. 5. 3.液相负荷下限对于平直堰，取