化工原理课程设计(浮阀塔)

实用标准文案实用标准文案文档大全文档大全板式连续精馏塔设计任务书一、设计题：分离苯—甲苯系统的板式精馏塔设计一、设计题：分离苯—甲苯系统的板式精馏塔设计试设计一座分离苯—甲苯系统的板式连续精馏塔，要求原料液的年处理量为50000吨，原料液中苯的含量为35%，分离后苯的纯度达到98%，塔底馏出液中苯含量不得高于1%（以上均为质量百分数）二、操作条件塔顶压强：二、操作条件塔顶压强：进料热状态：回流比：加热蒸气压强：单板压降：三、塔板类型：kPa（表压）；饱和液体进料1.3kPa（表压）;<0.7kPa浮阀塔板、生产工作日每年300天，每天24小时运行。五、厂址厂址拟定于天津地区。六、设计内容设计方案的确定及流程说明塔的工艺条件及有关物性数据的计算精馏塔的物料衡算塔板数的确定塔体工艺尺寸的计算塔板主要工艺尺寸的设计计算塔板流体力学验算绘制塔板负荷性能图塔顶冷凝器的初算与选型设备主要连接管直径的确定全塔工艺设计计算结果总表绘制生产工艺流程图及主体设备简图对本设计的评述及相关问题的分析讨论TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"一、绪论 1\o"CurrentDocument"二、设计方案的确定及工艺流程的说明 2\o"CurrentDocument"设计流程 2\o"CurrentDocument"设计要求 3\o"CurrentDocument"设计思路 4\o"CurrentDocument"设计方案的确定 4\o"CurrentDocument"三、全塔物料衡算 6\o"CurrentDocument"3.2物料衡算 6\o"CurrentDocument"四、塔板数的确定 8\o"CurrentDocument"理论板数的求取 8\o"CurrentDocument"全塔效率实际板层数的求取 9\o"CurrentDocument"五精馏与提馏段物性数据及气液负荷的计算 11\o"CurrentDocument"进料板与塔顶、塔底平均摩尔质量的计算 11\o"CurrentDocument"气相平均密度和气相负荷计算 12\o"CurrentDocument"液相平均密度和液相负荷计算 12\o"CurrentDocument"液相液体表面张力的计算 13\o"CurrentDocument"塔内各段操作条件和物性数据表 14\o"CurrentDocument"六、塔径及塔板结构工艺尺寸的计算 16\o"CurrentDocument"塔径的计算 16\o"CurrentDocument"塔板主要工艺尺寸计算 17\o"CurrentDocument"塔板布置及浮阀数目与排列 19\o"CurrentDocument"七、塔板流体力学的验算及负荷性能图 22塔板流体力学的验算 22\o"CurrentDocument"塔板负荷性能图 25\o"CurrentDocument"八、塔的有效高度与全塔实际高度的计算 31\o"CurrentDocument"九、浮阀塔工艺设计计算总表 32\o"CurrentDocument"十、辅助设备的计算与选型 34\o"CurrentDocument"塔顶冷凝器的试算与初选 34塔主要连接管直径的确定 35\o"CurrentDocument"十一、对本设计的评述及相关问题的分析讨论 38设计基础数据 41附图 44一、绪论化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程（《物理化学》，《化工制图》等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易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，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。二、设计方案的确定及工艺流程的说明2.1设计流程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1.7倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。图2-1精馏工艺流程图馏出液馏出液D,X」d原料液F,xJ釜残液”,兀釜残液”,兀图2-2单塔工艺流程简图2.2设计要求总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。精馏塔对塔设备的要求大致如下：生产能力大，即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。效率高，气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。流体阻力小，流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。有一定的操作弹性，当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。结构简单，造价低，安装检修方便。能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等本次实验我们根据所给条件设计出塔的各项参数及其附属设备的参数。2.3设计思路在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、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，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。本设计采用连续精馏操作方式、常压操作、泡点进料、间接蒸汽加热、选R=1.7Rmin塔顶选用全凝器、选用浮阀塔。2.4设计方案的确定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1.5-1.7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。三、全塔物料衡算3.1原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M=78.11kg/kmol 苯的摩尔质量:A甲苯的摩尔质量：M=9213kgIkmoB=0.38835/78.11=0.38835/78.11+65/92.1398/78.11x=—z- =0.983d98/78.11+2/92.131/78.11x= =0.0117卬1/78.11+99/92.13MF=0.350x78.11+0.650x92.13=86.68(kg/kmol)MD=0.983x78.11+0.017x92.13=78.35(kg/kmol)M=0.0117x78.11+0.9883xW92.13=91.965(kg/kmol)3.2物料衡算原料处理量：F=50000x1000/(300x24x86.68)=80.11kmol/h总物料衡算：80.11=D+W苯物料衡算：80.11x0.035=0.983D+0.0117W联合解得：D=31.06kmol/hW=49.04kmol/h最少回流比：由q=1和平衡线交点画图的出。（附图1）四、塔板数的确定4.1理论板数的求取苯-甲苯属理想体系，可采用图解法球理论板层数。①由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出t-x-y图与x-y图。②作图法求最小回流比及操作回流比。如图1-1。由，X=x=0.388从qf图中读得y=0.61q「 0.983—0.61所以最小回流比为 R=八个八=1.68min0.61一0.388取操作回流比为 R=1.7R=1.7*1.683=2.862min精馏塔打气、液相负荷L=RD=2.862x31.06=88.89kmol/hV=(R+1)D=(2.862+1)31.06=119.95kmol/hL'=L+F=88.91+80.11=169.02kmol/lV'=V=119.95kmol/h操作线方程:精馏段操作线方程:y=Lx+dx=88.89x+31.060.98=0.74x+0.254VVd119.95 119.95提馏段操作线方程:

y-Lx.Wx-169.02x.49,040.01-1.41x.0.00408y xx x xV' V'W119.95 119.95图解法求理论层数总理论板层数：NT=15（包括再沸器）进料板位置：N=8F4.2全塔效率实际板层数的求取全塔效率E=全塔效率E=0.492(3)-0.245根据塔顶，塔底液相组成，查t-x-y图知塔顶温度81℃,塔底温度109.9℃,求得塔平均温度为：81芈9-95.45°CB由精馏段与提馏段的平均温度，依据安托尼方程1g0--TTc，求出p0再求出相对挥发度。其中苯：A=6.023,B=1206.35,C=220.24甲苯：A=6.078,B=1343.94,C=219.58当温度为81℃lgp。=6.023—Algp0=6.078B1206.35-2.01881+220.241343.94-1.60781+219.58Kpa.二P0=104.32Kpa，P0=40,44

ABKpa104.32.2.57940.44同理当温度为109.9℃时，lgp。=6.023—A1206.352.368Igpo=6.078-B110.56+220.241343.94 _1,999110.56+219.58Po=233.85KpaA,Po=99.77Kpa,aB2233.8599.772.343a+a2559+2343=2.5065又因为平均温度为95.45℃，查表知液体黏度为日=0.266mPas 日=0.274mPas苯 甲苯xlgu

ii全塔效率目=0.27086mPas全塔效率E=0.49(2.5065x0.27086)0245=0.539

T精馏段实际板层数精0.5397=12.98=13块提馏段实际板层数N= =12.98=13块提0.539进料板为N=13F总实际板数N=N+N=13+13=26块精提五、精馏与提馏段物性数据及气液负荷的计算5.1进料板与塔顶、塔底平均摩尔质量的计算塔顶：x=y=0.983,由平衡图知：x=0.957D1 1M=0.983x78.11+(1-0.983)x92.13=78.35kg/kmolVDmM =0.957x78.11+(1-0.957)x92.13=78.71kg/kmolLDm进料板：x=0.388,y=0.61FFM =0.61x78.11+(1-0.61)x92.13=83.58kg/kmolvFmM =0.388x78.11+(1-0.388)x92.13=86.69kg/kmolLFm塔底：x二y=0.0117，查得x=0.005W2 2M'=0.0117x78.11+0.9883x92.13=91.924kg/kmolvWmM'=0.005x78.11+0.995x92.13=92.046kg/kmolLWm所以，精馏段平均摩尔质量MVm78.59+84.422MVm78.59+84.422=81.51kg/kmolMLm79.29+87.412=83.35kg/kmol提馏段平均摩尔质量Vm91.924+84.422=Vm91.924+84.422=88.17kg/kmolMLm92.046+87.412=89.73kg/kmol5.2气相平均密度和气相负荷计算精馏段PM 109.85x81.51P―5.2气相平均密度和气相负荷计算精馏段PM 109.85x81.51P――m Vm-- VmRT8.314x(273.15+90.65)m―2.9603kg/m3提馏段P'―VmPM118.95x88.19-m Vm RT 8.314x(273.15+108.05)―3.3085kg/m3精馏段气相负荷：VMV- 』―119.97x81.51/(3600x2.96)=0.917m3/ss3600pVm提馏段气相负荷：,V'M' _ _V'= v^-119.97x88.17/(3600x3.3085)=0.888m31ss3600P，Vm5.3液相平均密度和液相负荷计算液相密度依下式计算，即Lm-%液相密度依下式计算，即Lm-%i塔顶"-81.7oC,查得：p-813.1kg/m3，p-808.33kg/m3D ABPDm-PDm-812.908kg/m30.96/813.1+0.04/808.33进料板：/-99.6oC，查得：p-792.956kg/m3,p-789.61kg/m3F AB进料板液相的质量分数为0.334x78.11pLFm0.334x78.11pLFm0.334x78.11+0.666x92.131-0.2980.298/792.956+0.702/789.61-790.6kg/m进料板液相平均密度：由％-116.5°C,W查得p-772.89kg/m3 p-773.605kg/m3A ，B塔釜液相质量分数为：

0.005/78.110.005/78.11+(1-0.005)/92.13=0.005890.00589/772.89+(1-0.00589)/773.605=773.60.005/78.110.005/78.11+(1-0.005)/92.13=0.005890.00589/772.89+(1-0.00589)/773.605=773.6kg/m3精馏段液相平均密度为：PLm812.908+790.62=801.754kg/m3提馏段液相平均密度为：P'Lm790.6+773.62=782.1kg/m35.4液相液体表面张力的计算塔顶：t=81.7oCD查表知：o=21.06mN/m,o=21.503mN/mABo=0.983义21.06+0.017义21.503=21.6mN/mLDm进料板：t=99.6oCF查表知：o=18.9mN/m, o=19.966mN/mABo=0.334*18.9+0.666义19.966=19.61mN/mLFm塔底：t=116.5oCW查表知：o=16.9mN/m,o=17.695mN/mABo=0.005*16.9+0.995义17.695=17.69mN/mLWm精馏段液相平均表面张力为：o =21.6+19.61=20.605mN/mLm 2提馏段液相平均表面张力为：。，一段61+17.69」8.65mN/ml叩 25.5塔内各段操作条件和物性数据表(1)操作压力塔顶压强： PD=101.3+4=105.3Kpa每层塔板压降：Ap=0.7kpa进料板压力： P「105.3+0.7x13=114.4Kpa精馏段平均压力：P=(105.3+114.4)/2=109.85Kpam塔底压强： p=PD+N^P=105.3+0.7x26=123.5Kpaw提馏段平均压力：P‘=(114.4+123.5)/2=118.95Kpam(2)操作温度由附录查知，安托因方程中苯-甲苯参数如下:苯：A=6.023, B=1206.35, C=220.24甲苯：A=6.078， B=1343.94， C=219.58所以：由安托尼方程logp。二a-2进行试差计算，得T+C塔顶温度 t=81.7℃D进料板温度 t=99.6℃F塔底温度 t=116.5℃W精馏段平均温度 t=(81.7+99.6)/2=90.65℃dm提馏段平均温度 t=(99.6+116.5)/2=108.05℃wm(3)平均粘度液相平均粘度计算公式：lgR=ZxlgRLm ii塔顶：t=81.7°CD查帮口： R=0.303mPa•s,R=0.30675mPa•sAB由lg从=0.983log从+0.017log从LDm A B所以：从二0.303mPa-sLDm进料板：t=99.6°CF查表知:N=0.25596mPa-s,R=0.26488mPa-sABlogn=0.381logN+0.619logRLFm A BN =0.2614mPa-sLFm塔底：t=116.5℃w查表知:N=02213mPa-s,N=0.2371mPa-sABlogn=0.005logn+0.995lognLFm A BN=0.237mPasLFm精馏段液相平均黏度为：N二(0.303+0.2614)/2=0.2822mPa-sLm精馏段液相平均粘度为：N二(0.2614+0.237)/2=0.2492mPa-SLm六、塔径及塔板结构工艺尺寸的计算6.1塔径的计算精馏段气、液相体积流量：VMV= .=119.97X81.51/(3600x2.96)=0.917m3/ss3600pLMLLML二 Lm—s3600pLm=88.906x83.35/(3600x801.754)=0.002567m3/s提馏段气、液相体积流量：V'M' _ _V'= v^=119.97x88.17/(3600x3.3085)=0.888m3/ss3600p，VmL'=L'M：=169.02x89.93/(3600x782.1)=0.0054m31ss3600p，Lm最大空塔气速计算公式：u=c；,£lZ£.maxypV取板间距H=0.45m，板上液层高度h=0.07m，则TLH-h=0.45-0.07=0.38mTL精馏段：LpT_0.002567x3600义1801.754_004604精馏段：Vh-v'pL_0.9176x3600义'2.9603一.hV提馏段:上互)'_0.0054x3600x：78江_0.09248V\，p 0.888x3600V3.3084VV查表知：C=0.079,C'=0.07520 20

所以精馏段：提馏段：C=C9/20)0.2所以精馏段：提馏段：20LC'=C'(o/20)o.2=0.0739420L801.754-2.9603u=0.07947( )1/2=1.3054m/smax 2.9603u' =0.0739(782.1-3.3085)1/2=1.1347mIsmax 3.3085取安全系数0.6，则空塔气速为：u=0.6u=0.6X1.3054=0.7832m/su'=0.6u'=0.6x1.1347=0.6808m/s精馏段：八 4V~ '4X0.9176 ,…精馏段：D=s= =1.22m、’兀u \3.14x0.783提馏段：D一王二：’4X0.888 =1.288m兀u' \'3.14x0.6808按标准塔径圆整后为：D=1.4m塔截面积为：A=—D2=1.542Tn实际空塔气速精馏段：u=0.917/1.54=0.596m/s提馏段：u'=0.888/1.54=0.577m/s6.2塔板主要工艺尺寸计算因塔径D=1.4m,可造用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：（1）堰长1:取1=0.6D=0.84mww（2）溢流堰高度h由h=h_hwwLow选用平直堰，堰上液层高度h=^i84E（LS）2/3ow1000lw近似取E=1,h=2.84L2.840.002567x3600 E(—s~)2/3= :x1x( )2/3=0.014mow1000L10000.84Wh'=2.84L'2.840.005398x3600 E(—s)2/3x1x( )2/3=0.023mow1000LW10000.84h=h—h=0.05-0.014=0.0559mwLowh'=h—h'=0.05-0.023=0.0469mwLow(3)弓形降液管宽度W和截面积A:df由l/D=0.6，查图知A^_=0.055,巴=0.12

攻 A DT故A=0.055xl.54=0.0846m2fW=0.12x1.4=0.168md验算液体在降液管中停留时间:精馏段3600AH3600x0.0846x0.45精馏段：0= = =14.839$>5$L 0.002567x3600提馏段3600AH0= f-TLh3600x0.0846x0.45_7057$>提馏段3600AH0= f-TLh故降液管设计合理。(4)降液管底隙高度h:0h=L/(36001u')0h w0

精馏段取：u'=0.12m/s，则0h=L/(3600lu')=0.002567义3600/(3600*0.84*0,12)=0.02547m0h w0h-h=0.0559-0.02547=0.03048m>0,006mw0提馏段取：〃’=0.22m/s，贝h=L'/(3600lu')=0.00539x3600/(3600x0.84x0.22)=0.0292m0h w0,, __ h-h=0.0469-0.0292=0.0177m>0.006mw0故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度h，=50mm。6.3塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能系数F0=10取阀孔动能系数F0=10，由公式u0F，求孔速u010 10u_二5812m/s；u'= 5.549m/s0 j296 ° ，0 J3.308由式N=匕求每层板上的浮阀数.d—阀孔直径d=39mm\K ■■0 0 ■—d2u400即N='= 吧176 =132(块)；-d2u Kx(0.039>x5.812400 4N'= Vs-d2u,N'= Vs-d2u,400-x(0.039)x5.4974取边缘区宽度w=0.06m破沫区宽度W=0.092mCs按式A=2xjR2-x2+-R2sin-11'x]|计算鼓泡区面积a |_ 180o IR)_即R=D-W=14-0.06=0.64m2c2D 14x=—-(W+W)=--(0.168+0.092)=0.44m2dS2A=2xA=2x0.44x,；0.642—0.442+兀——x0.642180arcs/空)=1.0299m2浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m则可按下式估算排间距r,即精馏段t=1.0299—精馏段t=1.0299—a N132x0.075t=0.104m=104mm提馏段t=2N't1.0299 =0.1015m提馏段t=2N't135x0.075考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排诩环宜采用100mm，而应小于此值，故取t,=80mm=0.080m图6-1塔板阀门布置图图6-1塔板阀门布置图按t=75mm,t’=80mm以等腰三角形叉排方式作图，得阀数N=140个按N=140个重新核算孔速及阀孔动能因数0.917兀-x0.0392x1404=5.486m/s;0.888u= 0-x0.0392x1404=5.31m/sF=5.486xv2：96=9.44;F'=5.31x,*3308=9.660 0阀孔动能因故F变化不大，仍在9到12范围内。0塔板开孔率=喳x100%=10.864%开孔率、二丝76x100%=12.82%5.486 5.31常压塔开孔率在10%-14%之间，所以满足要求。七、塔板流体力学的验算及负荷性能图7.1塔板流体力学的验算塔板液体力学验算得目的是为了检验以上初算塔径及塔各相工艺尺寸得计算是否合理，塔板能否正常操作，验算项目如下：1)气相通过浮阀塔的压强降每层塔板静压头降可按式h-h+h+h计算压力降Pclo式中：一与AP式中：一与AP相当得液柱高度，h=——p,mPgLh—与AP相当得液柱高度，mh—与AP相当得液柱高度，mh-与AP相当得液柱高度，m(1)计算干板静压头降hc由于浮阀全部开启前后，其干板阻力的计算规律不同，故在计算干板压降hc前，首先需确定临界孔速。临界孔速是板上所有浮阀全部开启时，气体通过阀孔得速度，以匕,孔得速度，以匕,表示u0c1/1.825 731=(-)1/1.825=5.795m/s2.96因u<u0ocu因u<u0ocu<u0ocu'oc(73.111/1.825 731一( .)1/1.825=5.452m/s3.3085u0.175sc5.81*0.175，h=19.9-0 =19.9义 =0.0337mcP 801.754Lu'0.175…5.497义0.175，h=19.9-0 二19.9义 一0.0342mcp' 782.1L（2）板上充气液层阻力hl本设计分离苯和甲苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数£=0.50由公式h=£h=0.5义0.07=0.035ml0L（3）克服表面张力所造成的阻力ho因本设计采用浮阀塔，其h很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀o塔板的压降相当的液柱高度为：h=h+h=0.0337+0.035=0.0687mPclh'=h'+h=0.0342+0.035=0.0692mPcl单板压降:AP=hpg=0.0687x801.754x9.81=540.91PaPPLAP'=h'p'g=0.0592x782.1x9.81=531.59PaPPL2)淹塔为使液体能由上层塔板稳定地流入下层塔板，降液管内必须维持一定高度的液柱。降液管内的清液及高度H用来克服相邻两层塔板间的压强降、板上液层d阻力和液体流过降液管的阻力。因次，降液管中清夜层高度Hd可用下式表示：式H=h+h+h且H例H+h）dpLdd TW（1）与气体通过塔板的压降相当的液柱高度hP=0.0687;hP'=0.0692（2）液体通过降液柱的压头损失勺，因不设进口堰，按hd=0.153（片）2计算W0h=0.153x(h=0.153x(d0.0025670.84x0.00254)2=0.0022mh'=0.153x(d0.005390.84x0.0292)2=0.00175m（3）板上液层高度，取hL=0.07m因此H=h+h+h=0.0687+0.07+0.0022=0.1409mdpLdH'=h'+h'+h'=0.0692+0.07+0.00175=0.1393mdpLd为了防止液泛，应保证降液管中当量清液层高度H不超过上层塔板的出口d堰。按式：H<p(H+h),①是考虑到降液管内充气及操作安全两种因素的d Tw校正系数.对一般物系，可取为0.3~0.4；对不易发泡物系，可取0.6~0.7.取校正系数。=5，又已选定板间距H=0.45m,Th=0.0559m,h'=0.0469mWW弧H+h)=0.5义(0.45+0.0559)=0.2529m>0,1409mTW弧H+h')=0.5义(0.45+0.0469)=0.2484m>0.1393mTW可见H〈1(H+h)从而可知符合防止液泛的要求。d Tw3)雾沫夹带量(1)通常，用操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值为估算雾沫夹带量的指标，此比值称为泛点百分数，或称泛点率。泛点率=KCAFb义泛点率=KCAFb义1000/v'-pVv泛点率=叭'pJpVx100%计算泛点率0.78KCAFT板上液体流经长度：Z=D_2W=1.4—2x0.168=1,064mLd板上液流面积：A=A—2A=1.5393—2x0.0846=1.37mbTf苯和甲苯可按正常系统按《化工原理》表3-4，取物性系数K=1.0，由图3-13查得泛点负荷系数C=0.1275;c'=0.128，代入公式得

一1 2.9603 一―一0.62X.,,, +1.36*0.002567*1.064F二 、'801.754-2.9603 x100%;34.1%<80%1 1X0.1275X1,370.599X；—33085—+1.36x0.00539x1.064F': \'782.1-3.3085 x100%;37.4%<80%1 1x0.128x1.37按另一公式计算，得2.96030.62X」2.96030.62X」\801.754-2.96030.78x1.0x0.1275x1.37x100%=36.5%<80%3.30850.599x F'= 1'782.1-3.3085x100%=37.6%<80%10.78x1.0x0.135x1.1304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e<0.1kg（液）/kg（干气）的要求。V7.2塔板负荷性能图当塔板的各相结构参数均已确定后，应将极限条件下y—L的关系标绘在直sS角坐标系中，从而得到塔板的适宜气、液相操作范围，此即塔板的负荷性能图。负荷性能图由五条线组成。1）雾沫夹带线当气相负荷超过此线时，雾沫夹带量将过大，使板效率严重下降，塔板适宜操作区应在雾沫夹带线下。对于一定的物系及一定的塔板结构，式中pp,A,K,C及E均为已知值，相应于e=0.1的泛点率上限值亦可确定，将各y,LbFL y已知故代入上式，便得出y-L的关系式，据此做出雾沫夹带线.SS

对常压，塔径＞900mm的大塔，取泛点率=80%为其雾沫夹带量上限，则：按泛点率为80%计算如下：V —+1.36LZsP-P sLF二——2 v 义100/i KCA 0FbV: 2.9603 +1.36X0.1.064Ls\'80L754-2.9603£x100%)0.81.0X0.1275X1.3733.3085782.1-33.3085782.1-3.3085+1.36x1.064LS1.0X0.128X1.37X100%;0.8整理得0.06087V+1.447L=0.1397

SS0.06517V'+1.447L'=0.14029sS或精馏段V=2.2955-23.77LSS提馏段V'=2.1524-22.2L'SS雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个 L值，依1式算出相应的VsSS表7-1雾沫夹带线数据L(m3/s)S0.0010.006V(m3/s)S2.272.15L(m3/s)s0.0010.006V'(m3/s)s2.132.019

2）液泛线由公式：2）液泛线由公式：。(H+h)=h+h+h=h+h+h+h+hTWPLdCloLd确定的液泛线，忽略式中的ho，得:。(H。(H+h)=5.34&u!+0.153(-L^-TWP2g LhL W0)2+(1+q0h+2.84 3600L E( )2/31000lW物系一定塔板结构尺寸一定则H,h,h,l,P,P,q及。等均为定值系一定，塔板尺一定，则TW0wVL0及为定，而u0与匕又有如下关系，即V S——兀—d2N40式中阀孔数N与孔径d0亦为定值，因此，可将上式简化得V2:4.705—9302.97L—33.15L2/3

S SSV,2=4.435—6172.67L—28.938L2/3S SS在操作范围内任取若干个L值，依2式算出相应的V值列于附表2中SS表7-2液泛线数据L(m3/s)S0.00050.0010.0020.0030.0040.0050.0060.007V(m3/s)S2.112.092.031.981.931.871.811.74V'(m3/s)s2.062.031.981.941.901.851.801.753）液相负荷上限线当降液管尺寸一定时，若液体流量超过某一限度使液体在降液管的停留时间

过短，则其中气泡来不及释放就带入下一层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。要求液体在降液管内的停留时间e>3〜5秒，取6=5秒计算，则如下式知液体在降液管内停留时间3600AH6= f~T=3-5sLS以6=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则(L)S(L)SmaxAH一~T50.0846义0.455=0.00762m3/s求出上限液体流量L值。在V-L图上做出液相负荷上限线为与气体流量s sSV无关的竖直线。s4）漏液线对F1型重阀，当时，泄漏量接近10%为确定气相负荷下限的依据。F1型重阀，取F=u屈？=5计算，则0 0%’5U= ■——0pP

v又知V又知V=—d2NuS40 0，则V=-d2N-L=S4 0以以F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则兀 兀F 兀 5(V) =-d2Nu=-d2N-^==-x0.0392x140x =0.486m3/sSmin400 40JP 4 <2,9603一V兀 兀 F 兀 5 _(V) =—d2Nu=—d2N 0=—x0.0392x96x—=0.459m3/sSmin4 0 0 4 0 .1p' 4 <3.3085V据此做出与液体流量无关的水平漏液线（4）。5）液相负荷下限线为保证板上液流分布均匀，提高接触效果，取堰上液层高度h=0.006m作ow为液相负荷下限条件。依下列h的计算式owhow2.84e1000how2.84e10003600(L) S-minlw2/3计算出L的下限值，依次做出液相负荷下限线，该线与气相流量无关的竖S直直线当E1000当E10003600(L) S-minl2/30.006w当E-3600(L')- S min2/3=0.0061000lw取E=1则，则：(LS)(LS)min(0.006x1000)3/2l (0.006x1000\3/2w=(2.84x1)36001 2.84 )0.84x 3600=0.000716m3/s(LS')minx^084=0.000716m3/s3600((LS')minx^084=0.000716m3/s3600w=I2.84x1)3600I2.84 )由以上五条线在直角坐标上作图，五条线所围成的区域即为适宜操作区。根据以上五个方程可分别做出塔板负荷性能图上的（1）、（2）、（3）、（4）及（5）共五条线，见附图4。由塔板负荷性能图可以看出：（1）任务规定的气、液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜操作区以内的适中位置。(2)塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。(3)按照固定的液气比，由附图4查出塔板的气相负荷上限(V)=1.77m3/s,Smax(V') =1.79m3/s和下限(V) =0.486m3/s,(V) =0.459m3/s,TOC\o"1-5"\h\zSmax Smin Smin操作弹性二匕mx=工=3.64V0.486S,minV' 1.79 393,max= =3.9V1 0.4593,min设计塔板时，应适当调整塔板结构参数，使操作点在图中位置适中，以提高塔的操作弹性。八、塔的有效高度与全塔实际高度的计算塔体有效高度Z=(N-1)XH=(13-1)X0.45=5.4m精精 TZ=(N-1)XH=(13-1)X0.45=5.4m提提 T根据化工工艺设计手册(第四版)每6块板开一人孔，26/6*4，人孔数为4,高度为0.8m故有效高度 Z-Z+Z+0.8=5.4+5.4+0.8x4=13.8m精提塔顶层空间的高度，取H-1.2m。D塔底空间的高度，塔釜停留时间取t-5min，则取H-1.5m。b塔顶封头Hl的确定 H-(1/4)D-1/4x1.4-0.35。l裙座高度HS的确定，为了制作方便，裙座为圆形 H/D-3mSH-3X1.4-4.2mS人孔数，在进料板上方开一个人孔，人孔处板间距为0.8m。进料板高度取0.8m。总高度H二(n一n一n-1)H+nH+nH+H+H+H+HFP TFFPPDBLS二(26-1-4-1) x 0.45+1 x0.8+3x0.8+1.2+1.5+0.35+4.2=19.9m

九、浮阀塔工艺设计计算总表所设计筛板塔的主要结果汇总于表如下：序号项目数值精馏段提馏段1平均温度t/℃90.65108.052m平均压力p/kpa109.85118.953m气相流量V/m3/s0.9170.8884s液相流量L/m3/s0.002560.005395S实际塔板数N13136有效段高度Z/m13.87塔径D/m1.48板间距H/m0.459T溢流形式单溢流10降液管形式弓形降液管11堰长i/m0.8412w堰高h/m0.05590.046913w板上液层高度h/m0.03514i堰上液层高度h/m0.0140.02315ow降液管底隙高度h/m0.02540.0292160安定区宽度W/m0.09217s边缘区宽度W/m0.0618c开孔区面积A/m21.029919a浮阀直径d/m0.003920 0 浮阀数目n14021孔中心距t/m0.07522排间距t'/m0.08

23开孔率«/%10.86412.8224空塔气速U/m.s.i0.78320.680825孔阀气速u/m,s-i5.8125.497260每层塔板压降AP/Pa540.91531.5927液体在降液管停留时间e/s14.847.05728降液管内清液层高度H/m0.1410.13929d泛点率/%35.2537.5430液沫夹带e/（kg液/kg气）0.00430.004831V气相负荷上限/m3•s-11.771.7932气相负荷下限/m3•s-10.4860.45933操作弹性3.643.9十、辅助设备的计算与选型10.1塔顶冷凝器的试算与初选出料液温度：81.7℃（饱和气）一>81.7℃（饱和液）冷却水温度：25℃ <—45℃At=56.7℃1

At=36.7℃2At-At——2AtLn-iAt256"36.7.4597℃t56.7__Ln 36.7当t=81.7℃时，查表得r=392.7KJ/kg r=378.7KJ/kg苯 甲苯r=0.98x392.7+0.02x378.7=392.42kJ/kgQ=VrMvm1266^^x78.59;1084.63左卬3600假设K=550卬/（m2・℃）S二—Q-

KAtm1083.63x1000 二42.61m2550x46.28根据S=42.61m2选用F600IV--0.6-42.6查手册可知选择的尺寸如下：公称直径：600mm管长：3000mm管子总数：188管程数：4中心排管数：10S=nndL=188xnx0.025x（3-0.1）=42.7982m2若选择该型号的换热器，则要求过程的总传热系数为：K=547.2与原设值接近所以选择F600IV--0.6-42.6型号换热器10.2塔主要连接管直径的确定（1）塔顶蒸汽出口管径因塔顶出口全部为气体流速u取5~30之间故取流速u=20m/sd=4Vs-='4X0.9176=0.24175m=241.75mm\兀u nx20故可选取。273x14无缝钢管，d=245mm。验算实际流速4xV4x0.9176u= s= =19.47m/s实 nd2 3.14x0.2452满足要求（2）回流液管径因为苯和甲苯属于易燃、易爆液体，需流速u<1m/s故取流速u=0.5m/sd-■Vnu:石_：4x0.00256V3.14X0.5=0.08076m=80.76mm故可选取。89x4.0无缝钢管，d=81mm。实际流速U-4-4X0.00256-0.497m/s

实 nd2 3.14x0.0812满足要求

（3）进料管径同上，取u=0.5m/sVF=VF=FMF3600*PFM 3600x790.680.11x86.68:0.002439m3/sd=-'4*“002439=0.078829m=78.83mmf3.14x0.5选取。89义4.0无缝钢管，d=81mm。4x4xV SF兀d24x0.002439=0.473m/s3.14x0.0812满足要求（4）塔底出口管径同上，取u=0.5m/s■14x0.005398■ =0.11727m=117.27mm3.14x0.8选取。127义5.0无缝钢管，d=117mm。实际流速:u=卬=4x0.005398=0.502m/s实 兀d2 3.14x0.1172满足要求（5）再沸腾加热蒸汽管径同（1）,取u=20m/s4 ''4x0.888dc=:=0.237m=237.82mm3.14x20选取。273义14无缝钢管，d=245mmu4x0.00888u^= =18.845m/s头3.14x0.2452满足要求十一、对本设计的评述及相关问题的分析讨论1.对本设计的评述工程设计本身存在一个多目标优化问题，同时又是政策性很强的工作。设计者在进行工程设计时应综合考虑诸多影响因素，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则。