年处理40万吨每年苯-氯苯混合液浮阀精馏塔设计化工原理课程设计

1、化工原理课程设计题 目： 年处理 4.0 万吨每年苯 -氯苯混合液浮阀精馏塔设计专 业： 化学工程与工艺学生姓名：王泽艺学生学号： 104371741034班 级： 10 化工指导教师：王克良六盘水师范学院化学与化学工程系2013 年 7 月六盘水师范学院化工原理课程设计任务书班级：化学工程与工艺 10 本 姓名：王泽艺学号 :1043717410341. 设计任务： 设计一分离苯 - 氯苯混合物的连续精馏塔2. 设计参数： 原料液的处理量： 4.0 万 t/a 原料液组成： 0.35（ 苯质量分数 ） 塔板形式：浮阀 设计条件：操作压力4kPa（塔顶产品出料管表压）;4kPa （釜液出料管表

2、压）;4kPa（进料管表压）进料热状况泡点回流比 R=（1.1-2）Rmin单板压降三0.7kPa年工作时间 300天（ 24小时连续生产）建厂地址六盘水地区3. 设计指标：塔顶馏出液组成（质量分数）：三0.995塔底釜液组成（质量分数）：三0.024. 设计项目 ：1. 设计方案简介：对确定的工艺流程、塔及塔板类型进行简要论述；2. 精馏塔塔径、塔高及塔板主要工艺尺寸的计算；3. 辅助设备的计算及选型；4. 绘制精馏工艺流程图（ 2 号）及精馏塔工艺条件图 （2 号） ；5. 对本设计的评述。主要参考文献 ：1. 华东理工大学化工原理教研室编，化工原理 （上、下） M 2. 化学工程手册编辑

3、组编，气液传质设备 M ，化学工业出版社， 19793. 化学工程手册编辑组编，液体精馏 M ，化学工业出版社， 19794. 化工设备设计全书编辑委员会编， 塔设备设计 M ，上海科学技术出版社， 19885. 华南工学院化工原理教研室编， 化工过程及设备设计 M ，华南理工大学出版社，19866. 陈敏恒等，化工原理7. 陈敏恒等，化工原理8. 谭天恩等，化工原理9. 谭天恩等，化工原理 上） （第三版） M ， 下） （第三版） M ， 上） （第三版） M ， 上） （第三版） M ， 化学工业出版社， 2006. 化学工业出版社， 2006. 化学工业出版社， 2006. 化学工业出

4、版社， 2006.目录绪论 4设计方案的选择和论证 5第一章塔板的工艺设计71.1基础物性数据表 71.2物料衡算 91.2.1 塔的物料衡算 91.2.2平衡线方程的确定 101.2.2确定操作的回流比R101.2.4 求精馏塔的气液相负荷 111.2.5操作线方程 121.2.6用逐板法算理论板数 121.2.7实际板数的求取 121.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算131.3.1 进料温度的计算 131.3.2 操作压强 141.3.3平均摩尔质量的计算 141.3.4平均密度的计算 151.3.5 液体平均表面张力计算 161.3.6液体平均黏度计算 171.4精馏塔工艺尺寸的计

5、算 181.4.1塔径的计算 181.4.2精馏塔有效高度的计算 211.5塔板主要工艺尺寸的计算 211.5.1 溢流装置计算 211.6浮阀数目、浮阀排列及塔板布置 241.7塔板流体力学验算 251.7.1 计算气相通过浮阀塔板的静压头 hf251.7.2 降液管中清液层高度Hd 261.7.3计算雾沫夹带量e 271.8塔板负荷性能图 281.8.1雾沫夹带上限线281.8.2夜泛线 291.8.3液相负荷上限线 301.8.4气体负荷下限线 311.8.5液相负荷下限线 32第二章热量衡算352.1相关介质的选择352.1.1加热介质对的选择 352.1.2冷凝剂352.2蒸发潜热衡

6、算352.2.1 塔顶热量352. 2.2塔底热量36第三章 辅助设备373. 1冷凝器的选型373.1.1 计算冷却水流量383.1.2冷凝器的计算与选型 383.2冷凝器的核算393.2.1 管程对流传热系数393.2.2计算壳程流体对热传热系数393.2.3污垢热阻403.2.4核算传热面积413.2.5核算压力降41第四章塔附件设计434.1接管434.1.1 进料管434.1.2 回流管 444.1.3塔底岀料管 444.1.4 塔顶蒸汽岀料管 444.1.5 塔底进气管 444.2筒体与封头454.2.1 筒体454.2.2 封头454.3除沫器454.4裙座464.5人孔464.

7、6塔总体高度的设计474.6.1 塔的顶部空间高度474.6.2塔的底部空间高度474.6.3塔立体高度47设计结果汇总 48结束语 49参考文献 50主要符号说明 51绪论化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。互溶液体混合物的分离有多种方法，蒸馏及精馏是其中最常用的一种。蒸馏是分 离均相混合物的单元操作之一，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程 的主要单元操作。 为实现高纯度的分离已成为蒸馏方法能否广泛应用的核心问题， 为此而提出了精馏过程。精馏的核心是回流，精馏操作的实质是塔底供热产生蒸 汽回流，塔顶冷凝造成液体回流 。浮阀塔盘自 20世纪 50年代初期开

8、发以来，由于制造方便及其性能上的优点， 很多场合已取代了泡罩塔盘。这类塔盘的塔盘板开有阀孔，安置了能在适当范围 内上下浮动的阀片，其形状有圆形、条形及方形等。具有代表性的浮阀塔有F1型（V1型）浮阀塔板、重盘式浮阀塔、盘式浮 阀、条形浮阀及锥心形浮阀等。设计方案的选择和论证本设计任务为分离苯 一氯苯混合物。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入精馏塔内。 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 产品冷凝器冷却后送至储罐。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

9、汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。连续精馏流程图图1-1流程图1、本设计采用连续精馏操作方式。2、常压操作。3、泡点进料。4、间接蒸 汽加热。5、选R=2.0Rmino 6、塔顶选用全凝器。7、选用浮阀塔。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

10、代化仪表控制温度条件，并可在室温300C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。从苯氯苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔 盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范 围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长， 雾沫夹带量少，液面落差也较小。第一章塔板的工艺设计1.1基础物性数据表1苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据8090100110120130140Pi°X0.133,1

11、kPa苯760 1025 1350 176022502840 2900氯苯148205293400543719760液相密度气相密度液相流里气相流里表面张力物系LVLs31m sVskg m 3kg m 331m sN m 1苯-氯苯841.92.9960.0061.610.0209苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT法）求取Nt 0 根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取 xy依据X Pt Pb / Pa Pb , y PAX/Pt，将所得计算结果列表如下:表2相关数据计算温度/ r8090100110120130140Pi苯76010251350176022502

12、8402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率X10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710相对挥发度Po5.13513554.6075094.44.1436463.949933.815789表3苯-氯苯温丿度粘度关系表温度C20406080100120140苯粘度mPa-s0.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184氯苯粘度mPa-s0.750.560.440.350.280.240.表4组分的液相密度 p (kg/m3)温度，C)8090100110120130140p苯8

13、17805793782770757745氯苯1039102810181008997985975表5组分的表面张力b温度8085110115120131b A苯21.220.617.316.816.315.3b B氯苯26.125.722.722.221.620.4表6不同温度下苯一氯苯的粘度温度t, C6080100120140苯 mPas0.3810.3080.2550.2150.184氯苯mPas0.5150.4280.3630.3130.274表7 板间距与塔径的关系塔径D/mm300500500800800160016002400板间距HT/mm200, 250, 300250, 30

14、0, 350300, 350, 400,450, 500400, 450, 500,550, 600表8塔板分块数与塔径的关系塔径D/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数34561.2物料衡算1.2.1塔的物料衡算(1) 苯的摩尔质量：Ma 78.11 kg/kmol氯苯的摩尔质量：M b=112.61 kg/kmol(2) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率和平均摩尔质量:35 /78 .11Xf0 .43735 / 78 .1165 /112 .61XD99 .5 /78 .110.98699 .5 / 78 .112 /112 .61XW2/78 .

15、110.0292 /78 .1198 /112 .61Mf78.110.437112.61(10.437)97.53kmol / hMd78.110.986112.61(10.986)78.59kmol / hMw78.110.029112.61(10.029)111.61kmol/h(3) 物料衡算由题所给条件为原料处理量4万t/a得：F 40000000 7200 97.53 56.96 kmol/h总物料衡算：F D W即 D W 56.96 (1)易挥发组分物料衡算：DXd WXw FXf即 0.986D0.029W56.96 (2)塔的物料衡算总物料衡算：D+W=56.96苯物料衡算

16、：0.986D+0.029W=0.437 56.96解得:D=31.27 kmol/h W=25.68 kmol / h1.2.2平衡线方程的确定1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取x y依据X Pt Pb / Pa Pb ， y PAX/Pt，将所得计算结果列表如下:表1-1相关数据计算温度/ r8090100110120130140Pi苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710相对挥发度P

17、OPo5.13513554.6075094.44.1436463.949933.815789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xy平衡关系的影响完全可以忽略平均相对挥发度4.436，贝汽液平衡方程为:X1(1)x4.436x13.436x1.2.3确定操作的回流比R将表3-1中数据作图得xy曲线1yx图1-1 苯一氯苯混合液的 xy图在 x y 图上，因 q 1，查得 ye 0.775，而 xexF0.437 , xD 0.986故有:xdyyeXe°.986 A775 0.6240.775 0.437考虑

18、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1.2倍，即:R 1.2Rm 1.2 0.624 0.7491.2.4求精馏塔的气液相负荷L R D 0.749 31.2723.42kmol/hV (R 1)D(0.749 1) 31.2754.69kmol/hL' L F 31.2755.9687.23kmol /hV' V 54.69kmol/h1.2.5操作线方程精馏段操作线方程为:yn 1RXdRVn r0.7490.9860.749 1Xn 0.749 1yn 10.428xn 0.564提馏段操作线方程为:L'yn 1V'XnWxwV&

19、#39;87.2354.69Xn256854.690.02 1.595x0.00941.2.6用逐板法算理论板数y1Xdy1X1V.-y1°.9860 9411 (1)X1x1(1)XD4.4363.436 0.986y20.428 0.9410.5640.967x>y20.9670.869(1)y24.4363.4360.967同理可算出如下值:y30.936; x30.767y40.892; x40.651y50.843; x50.554y60.801;x60.476屮0.768; x70.427 xf0.437所以第7块板上进料，以后将数 据代入提馏段方程中y81.595

20、 0.427 0.00940.672; x8y90.495;x90.181y100.279; X100.08y110.119; xn0.0295y120.038; X120.0088 xw0.0290.6724.436 3.436 0.6720.316所以总理论板数为Nt 12块（包括再沸器），第7块板上进料 1.2.7实际板数的求取选用Et 0.17 0.616log怖公式计算。该式适用于液相粘度为0.071.4mPa s的烃类物系，式中的 帥为全塔平均温度下以进料组成表示的平 均粘度。查t-x-y图，由xd =0.986 xw =0.029查得塔顶及塔釜温度分别为：tD =80.43 C

21、tw =135.92 C,全塔平均温度tm=( tD +tW)/2=(80.43+135.92)/2=108.18C根据表3-4表2-2苯-氯苯温度粘度关系表温度C20406080100120140苯粘度mPas0.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184氯苯粘度mPa-s0.750.560.440.350.280.240.利用差值法求得： 从 0.24mPa s, b 0.261mPa s。mAxFB 1 xF0.24 0.437 0.26 1 0.4370.25Et 0.17 0.616 log m 0.17 0.616log 0.25 0.53实际塔板数N p

22、(近似取两段效率相同)精馏段：Np1 6/0.53 11.32块，取 山112块提馏段：山25/0.539.4块，取Np2 10块总塔板数Np Np1 Np2 22块1.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1.3.1计算平均温度tm利用表1-1数据，由拉格朗日差值法可得塔顶温度80 9010.677tD 800.986 1tD80.43C加料板80 9010.677tF 800.7371,tF88.14°C塔底温度竺上0 亠d , tw135.92 C0.071 00.029 0.071精馏段平均温度Tm80.43 88.14 /2 84.29 C提镏段平均温度Tm135.92 8

23、8.14 /2 112.03C1.3.2操作压强取每层塔板压降为0.7kPa计算塔顶：pD 101.3 4105.3kPa加料板：pF 105.30.76109.5kPa塔底：pW 109.5 0.7 14 119.3kPa精馏段平均压强 p 105.3 109.5 /2107.4kPa提镏段平均压强 p'109.5 119.3 /2114.4kPa1.3.3平均摩尔质量的计算精馏段：Tm84.29 C液相组成：90 8084.29 800.677 1x11X10.8610.316气相组成：90 8084.29 80y 0 9630.9131y1 11所以Ml78.110.861112

24、.611 0.86182.91kg / kmolMv78.110.963112.611 0.96379.39kg/kmol提镏段：Tm' 112.03 C气相组成：110 120112.03110，y20.6620.6140.376y20.614所以 Ml'78.11 0.316112.6110.316101.71kg/kmolMv'78.11 0.662112.6110.66289.77kg/kmol液相组成:110 1200.265 0.0127112.03 110x20.265X21.3.4平均密度计算液相平均密度p,m表3-3组分的液相密度p (kg/m3)温度

25、，(C)8090100110120130140p苯817805793782770757745氯苯1039102810181008997985975纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 ：PA912.131. 1886t氯苯：PB1124.41.0657t式中的t为温度，C塔顶：LD,B1124.41.0657t1124.41.065780.43 1038.7kg/m1aAaB0.980.023LD,m 820.0kg/mLD,mLD,ALD,B816.51038.7进料板：lf,a 912.13 1.1886t 912.13 1.1886 88.14 807.4 kg/m3LF ,B1124

26、.41.0657t1124.41.065788.1431030.5kg/m1aAaB0.660.34871.6kg/m3LF ,mLF,ALF ,B807.41030.5LF ,m塔底：LW,A912.131.1886t912.13 1.1886112.03786.81kg/m3精馏段:PmM v ,m107.4 79.398.314 273 84.292.87kg/m3提镏段:p m M V ,mRTm'114.4 89.778.314273 112.033.21kg/mLD,A912.131.1886t912.13 1.1886 80.43 816.5kg/mLW,B1124.41

27、.0657t1124.41.0657112.031005.01kg/m31aAaB0.020.98LW,m1000.53kg/m3LW ,mLW,ALW,B786.811005.01精馏段：l820.0871.6/2 845.8 kg/m3提镏段：l''871.61000.53 /2 936.1 kg/m3汽相平均密度p,m1.3.5液体平均表面张力计算表4-4组分的表面张力b温度8085110115120131b A苯21.220.617.316.816.315.3b B氯苯26.125.722.722.221.620.4液体平均表面张力依下式计算，即LmXi i塔顶液相平均

28、表面张力的计算由tD80.43C，用内插法得80 8521.2 20.680.43 80d,a 21.2，d,a 21.15N/m80 8580.43 8026.125.7D,B 26.1d,b 26.07mN/mLDm 0.986 21.15 0.01426.0721.22 mN/m进料板液相平均表面张力的计算由tD88.14C，用内插法得8511020.6 17.388.14 85F,A 20.6f,a 20.19N/m85 11088.148525.722.7f,b 25.7F,B 25.32mN/mLFm 0.437 20.19 0.56325.32 14.26mN/m塔底液相平均表面

29、张力的计算由tw 112.03C，用内插法得110115112.0311017.316.8W,A17.3110115112.0311022.722.2W,B22.7w,A 17.233N/mw,B 22.903mN/mLWm 0.029 17.233 0.97122.90322.74mN/m精馏段液相平均表面张力为L (21.2214.26)/217.74mN/m提镏段液相平均表面张力为L' (22.74 14.26)/2 18.5mN/m1.3.6液体平均粘度计算表5-5不同温度下苯一氯苯的粘度温度t ,c6080100120140苯 mPas0.3810.3080.2550.215

30、0.184氯苯mPas0.5150.4280.3630.3130.274液相平均粘度可用lgLmx lg i表示塔顶液相平均粘度100 8080.43 800.255 0.308A 0.308 '100 8080.43 800.363 0.428B 0.428，lgLD ,m0.986lg 0.307(1进料板液相平均粘度100 8088.14800.255 0.308A 0.308，100 8088.14 800.363 0.428b 0.428lgLF ,m0.437lg 0.286(1塔底液相平均粘度100 120112.03 1000.255 0.215a 0.255100 1

31、20112.03 1000.363 0.313B 0.363B0.029 lg 0.279lg LF ,m0.307mPa ?s0.4270.986) lg 0.426 ,A 0.286mPa ?sb 0.402mPa ?s0.437) lg 0.402 ,A 0.279mPa?s0.393mPa?s(11.4精馏塔工艺尺寸的计算1.4.1塔径的计算精馏段气液相体积流率为精馏段:汽相体积流量VsVMV,m3600 V,mLD,m 0.308mPa?sLF,m 0.336mPa ?s0.029) lg 0.393, LF,m 0.387mPa?s546耆 0.420m3/s汽相体积流量 V 0.

32、420m3/s1512.84m3/h提镏段:UmaxLML,m23.42 82.913600 L,m3600 845.80.00064m3/s 2.296m3/hV M v ,m54.69 89.773600 V ,m3600 3.210.425m3/s1529.45m3/hL'ML,m87.23 101.713600 W,m3600 936.10.0026m3/s9.36m 3/h由 LV液相体积流量Lh0.425m3/s汽相体积流量V汽相体积流量Vh0.0026m3/s液相体积流量Ls液相体积流量Lh(1)精馏段塔径计算,0.00064m3/s液相体积流量Ls(由式CC20查图的横

33、坐标为Fl,v Vh； V2.296845.8151284 2.870.0261选板间距Ht 0.45m，取板上液层高度h_ =0.06m故 Ht hL 0.45 0.06 0.39m以Flv为横坐标查图2-2得到C20 0.081C 00810.2 兮°.079U max 0.079845.8 2.872.871.354取安全系数为0.7，则空塔速度为u 0.7umax 0.7 1.354 0.948塔径 D4VS4 04200.56 u 3.1416 0.948按标准塔径圆整为D=0.6m(2) 提馏段塔径计算式中C由C C2oFL)°'2计算 其中的C20查图

34、，图的横坐标为20Fl,v0.0026 936.10.425 ' 3.210.104取板间距Ht 0.45m 板上液层高度h_ 0.06m则 Ht hL 0.45 0.06 0.39m查图2-2得到C20 0.0780.078o.2 185200.075U max0.075936.1 3.211.283.21取安全系数为0.7，则空塔速度为塔径D4 0.425 3.1416 0.897u 0.7umax 0.7 1.281 0.8970.60按标准塔径圆整为D=0.6mD=0.6m根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为塔截面积为AT 4 D D 16 °6 

35、6;6 0.283以下的计算将以精馏段为例进行计算:图2-21.4.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精（N精 1） Ht （13 1） 0.455.4m提馏段有效高度为Z 10 0.454.5m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Zl 5.4 4.59.9m1.5塔板主要工艺尺寸的计算1.5.1溢流装置计算因塔径为0.6m,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）lw取 lw 0.85D0.85 0.6 0.51m精馏段堰上溢流强度Lh/lw 2.29/0.51 4.49m3/ m h100130m3/ m

36、 h ,满足强度要求。提镏段堰上溢流强度 Lh'/lw 9.36/0.51 18.35m3/ m h100130m3/m h ,满足强度要求。出口堰高hwhwhL对平直堰how0.00284E Lh/lw2/3精馏段：由匚/D0.85及Lh/lW.5 2.29/0.512'5 12.31，查化工原理课程设计图5-5 得 E 1，1.251.21011 1Ef/.1 16J d/1血7r1IIHiiBL3/112 3 5 7 1C 20 30 50 WO 3005C0 1000图3-3于是：2 /3how 0.00284 1 （2.29/0.85）0.0056m （满足要求）hw

37、 hL h°w 0.060.01040.0496m验证：0.05 how hw 0.1 how （设计合理）提镏段：由lw/D 0.85及，Lh/lw2'5 9.36/0.512'5 50.32查化工原理课程设计图5-5得E 1，于是：2 / 3how' 0.00284 19.36/0.510.02m0.006m （满足要求）hw' hL how 0.060.02370.0363m验证：0.05 how' hw' 0.1 how'（设计合理）降液管的宽度Wd和降液管的面积Af由lw/D 0.85 ，查化工原理课程设计 P112图

38、 5-7 得Wd/D 0.18, Af /At 0.14，即:Wd 0.236m , ApD2 0.283m2, Af 0.0281m2。4图4-4液体在降液管内的停留时间精馏段:AH/Ls0.300.45/0.00064210.93s 5s （满足要求）提镏段：'AfHT/Ls0.300.45/0.002651.92 5s （满足要求）降液管的底隙高度ho精馏段：取液体通过降液管底隙的流速 uo 0.07m/s，则有:故合理b佥 晋冷0.018m（相不宜小于0-020-025m，本结果满足要求）hw h00.04960.0180.0316 m 0.006m提镏段：取液体通过降液管底隙

39、的流速 Uo0.25m/s，则有:ho'亘竺空0.005mlwuo0.51 0.25故合理hw' h。' 0.0364 0.005 0.0314m 0.006m选用凹形受液盘，深度h 50mm凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。1.6浮阀数目、浮阀排列及塔板布置（1）塔板的分块本设计塔径为D=0.6，因800mm D，故塔板采用分块式。由表5-3得，塔 板分为3块。（2）边缘区宽度确定取 Ws Ws 0.065mWC 0.035m。（3）开孔区面积计算Aa2 (xir22 x2 r.1 x sin)180r其中:xD Wd2Ws1.42(0.17360.065)0.4614

40、mrDWc1.40.0350.665m223.14 O.6652 sm J4614) 1.12m故A2 0.4614 .0.6652 0.461421800.665（4）浮阀数计算及其排列预先选取阀孔动能因子 匕10,由F°=u0v可求阀孔气速Uo，即U0F。5.93m/s每层塔板上浮阀个数为2.296严039)2 5.93323浮阀的排列，考虑到各分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡区面积，阀孔排列采 用等腰三角形叉排方式。现按t 75mm t' 65mm的等腰三角形叉排方式排列,则设计条件下的阀孔气速为u。'5.91m/sVs2.290.785Nd02323 0.78

41、5 (0.039)2阀孔动能因数为Fo5.911 ,3.19610.57所以阀孔动能因子变化不大，仍在912的合理范围内，故此阀孔实排数适用A0/At N(do)(5.93)2.87hc 5.340.0061m2 9.8845.8(2) 计算塔板上含气液层静压头降hf由于所分离的苯和氯苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数0 0.5，已知板上液层高度 hL 0.06,所以依式hi 0hLhl0.5 0.06 0.03m(3) 计算液体表面张力所造成的静压头降h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。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降hf为hfhc hl h 0.034

42、 0.03 0.064m 323 (0.039)2 0.136D0.6此开孔率在5%15范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的1.7塔板流体力学验算1.7.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降hf每层塔板静压头降可按式hP hc h h计算。(1) 计算干板静压头降hc由式Uc 1.825' 可计算临界阀孔气速U oc，即Uoc 1.825 73.11825 73.15.05m/s；v 2.87u。U0c，可用hc 5.34 企 丄 算干板静压头降，即2 g L1.7.2降液管中清夜层高度Hd式 Hd hfhwhdh how(1)计算气相通过一层塔板的静压头降hf前已计算hf 0.064m

43、 (2)计算溢流堰(外堰)高度hw前已计算hw 0.044m(3) 液体通过降液管的静压头降hd因不设进口堰，所以可用式hd0.153LsLw h0式中 Ls 0.00357m, Lw 0.924m,h00.0351mhd 0.1530.003570.924 0.03510.00185m(4) 塔板上液面落差 h 由于浮阀塔板上液面落差(5) 堰上液流高度howh很小，所以可忽略前已求出how 0.0164m这样 Hd hfhwhdh how 0.064 0.044 0.00185 0.01640.126m为了防止液泛，按式：H d(Ht hw)，取校正系数0.5，选定板间距Ht0.45,hw

44、 0.044m(Ht hw)0.5 (0.45 0.044)0.247m从而可知Hd 0.126m (Ht hw) 0.247m，符合防止液泛的要求(6) 液体在降液管内停留时间校核应保证液体早降液管内的停留时间大于35 s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计AfHTLs0.1111 0.450.0035714.00s>5 s可见，所夹带气体可以释出1.7.3计算雾沫夹带量e0.78KcfAt100%判断雾沫夹带量e是否在小于10%勺合理范围内，是通过计算泛点率F1来完成的 泛点率的计算时间可用式：乂' 1.36LsZlF1v100% 和 F1KCf Ap塔板上液体流程长度Zl

45、D 2Wd 0.6 2 0.2360.128m塔板上液流面积Ap At 2Af 0.471 2 0.02810.415m2图5-5精馏段:K=1.0,在从泛点负荷因数苯和氯苯混合液可按正常物系 处理，取物性系数K值,图中查得负荷因数Cf 0.127 ,将以上数值分别代入上式1.742F 84536 °.00064 °9281 0.127 1.4476100% 55.69%1.742 J2.87 845.82.87及 F "5° 厶5 100%51.06%0.78 1.0 0.127 2.0096提镏段:苯和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数 K值,K

46、=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数Cf 0.140,将以上数值分别代入上式1.7703.351.36 0.00856 0.928F'1937.4 3.35100%57.63%1 0.140 1.4476及F'1770歸务100%47.34%0.78 1.0 0.140 2.0096为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%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eV 0.1kg （液） /kg（干气）的要求。1.8塔板负荷性能图1.8.1雾沫夹带上限线对于苯一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eV 0.1kg

47、（液） /kg（干气）所对应的泛点率R （亦为上限值）,利用式F1VsKCf Ap1.36LsZl乂 100%和F1:L-100%便可作出此线。0.78Kcf At由于塔径较大，所以取泛点率 Fi 80 ，依上式有Vs, 845.871.36Ls1.0531.0 0.127 1.3170.8整理后得 0.058Vs 1.432LS 0.134即Vs 2.31 24.69Ls即为负荷性能图中的线(1)此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作围内任取两个Ls值范便可依式Vs 2.31 24.69Ls算出相应的Vs。利用两点确定一条直线，便可在负荷Ls0.0010.0030.0050.007Vs2.2852.2072.1582.108性能图中得到雾沫夹带的上限线。1.8.2液泛线式由 Hd (Ht hw)，Hd hp hw hdh h°w， hphchl h联立。即(Hthw) hp hwhdhhowghhwhdh h°w式中，U 2干板静压板静可用hc 5.34，板上液层静压头降hl。九2 Lghow从式hL hw how知，hL表示板上液层高度,誥E+ 。所以板上液层层静