苯-氯苯浮閥式精餾塔的設(shè)計.doc

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1 成 績 XX 民族學(xué)院 化工原理課程設(shè)計說明書 題 目： 苯-氯苯浮閥式精餾塔的設(shè)計 設(shè) 計 人： XX 系 別： 生物工程 班 級： 生物工程 104 指導(dǎo)教師： XX 設(shè)計日期：2012 年 10 月 22 日~ 11 月 28 日 2 化工原理課程設(shè)計任務(wù)書 (一)設(shè)計題目 苯-氯苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計 (二)設(shè)計任務(wù)及操作條件 設(shè)計任務(wù) (1)原料液組成：氯苯 40% (質(zhì)量)。 (2)塔頂餾出液：氯苯不得高于 2.5％釜液含苯 2%,(質(zhì)量)。 (3)處理能力：60000 噸/年 （料液） (4)工作日：320 天/年 操作條件 (1)塔頂壓強：常壓 (表壓) 。 (2)進料熱狀態(tài)：泡點。 (3)回流比：自選。 設(shè)備型式 F1 型浮閥塔 （三）設(shè)計內(nèi)容 1）設(shè)計說明書的內(nèi)容 1) 精餾塔的物料衡算； 2) 塔板數(shù)的確定； 3) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算； 4) 精餾塔的塔體工藝尺寸計算； 5) 塔板主要工藝尺寸的計算； 6) 塔板的流體力學(xué)驗算； 7) 塔板負(fù)荷性能圖； 8) 對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論。 9) 輔助設(shè)備的設(shè)計與選型 2．設(shè)計圖紙要求： 1) 繪制工藝流程圖 2) 繪制精餾塔裝置圖 3 （四）參考資料 1.物性數(shù)據(jù)的計算與圖表 2.楊祖榮 主編。 《化工原理》 化學(xué)工業(yè)出版社。2009.6 第二版。 3．任曉光 主編。 《化工原理課程設(shè)計指導(dǎo)》 化學(xué)工業(yè)出版社。2009.2 第一版。 苯、氯苯純組分的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù) 其他物性數(shù)據(jù)可查有關(guān)手冊。 4 目錄 前 言 .6 1．設(shè)計方案的思考 .6 2.設(shè)計方案的特點 .6 3．工藝流程的確定 .6 一．設(shè)備工藝條件的計算 .8 1．設(shè)計方案的確定及工藝流程的說明 .8 2．全塔的物料衡算 .8 2.1 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率 .8 2.2 平均摩爾質(zhì)量 .8 2.3 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率 .8 3．塔板數(shù)的確定 .9 3.1 理論塔板數(shù) 的求取 9TN 3.2 確定操作的回流比 R10 3.3 求理論塔板數(shù) 11 3.4 全塔效率 13TE 3.5 實際塔板數(shù) （近似取兩段效率相同） .14pN 4．操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 .14 4.1 平均壓強 .14m 4.2 平均溫度 .15t 4.3 平均分子量 15mM 4.4 平均密度 16ρ 4.5 液體的平均表面張力 17mσ 4.6 液體的平均粘度 18Lμ, 4.7 氣液相體積流量 .18 6 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計 20 6.1 塔徑 .20 7 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計與計算 22 7.1 溢流裝置 .22 7.2 塔板布置 .24 二 塔板流的體力學(xué)計算 .26 1 塔板壓降 26 5 2 液泛計算 28 3 霧沫夾帶的計算 29 4 塔板負(fù)荷性能圖 31 4.1 霧沫夾帶上限線 .31 4.2 液泛線 .32 4.3 液相負(fù)荷上限線 .33 4.4 氣體負(fù)荷下限線（漏液線） .34 4.5 液相負(fù)荷下限線 .34 三 板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備 .36 1 塔頂空間 36 2 塔底空間 36 3 人孔數(shù)目 36 4 塔高 37 5 接管 37 5.1 進料管 .37 5.2 回流管 .38 5.3 塔頂蒸汽接管 .38 5.4 釜液排出管 .39 5.5 塔釜進氣管 .39 6 筒體與封頭 40 7.1 筒體 .40 7.2 封頭 .40 7.3 裙座 .40 7 附屬設(shè)備設(shè)計 41 7.1 泵的計算 .41 7.2 冷凝器 .42 7.3 再沸器 .42 四 計算結(jié)果總匯 .43 五 結(jié)束語 .44 六 符號說明： .45 6 前 言 1．原理 雙組分混合液的分離是最簡單的精餾操作。典型的精 餾 設(shè) 備 是連續(xù)精餾裝 置 ，包括精 餾 塔 、再 沸 器 、冷 凝 器 等。精餾塔供汽液兩相接觸進行相 際 傳 質(zhì) ， 位于塔頂?shù)睦淠魇拐魵獾玫讲糠掷淠?部分凝液作為回流液返回塔頂,其余餾 出液是塔頂產(chǎn)品。位于塔底的再沸器使液體部分汽化，蒸氣沿塔上升，余下的 液體作為塔底產(chǎn)品。進料加在塔的中部,進料中的液體和上塔段來的液體一起沿 塔下降，進料中的蒸氣和下塔段來的蒸氣一起沿塔上升。在整個精餾塔中，汽 液兩相逆流接觸，進行相際傳質(zhì)。液 相 中的易揮發(fā)組 分 進入汽相，汽相中的難 揮發(fā)組分轉(zhuǎn)入液相。對不形成恒沸物的物系，只要設(shè)計和操作得當(dāng)，餾出液將 是高純度的易揮發(fā)組分，塔底產(chǎn)物將是高純度的難揮發(fā)組分。進料口以上的塔 段，把上升蒸氣中易揮發(fā)組分進一步提濃，稱為精餾段；進料口以下的塔段， 從下降液體中提取易揮發(fā)組分，稱為提餾段。兩段操作的結(jié)合，使液體混 合 物 中的兩個組分較完全地分離，生產(chǎn)出所需純度的兩種產(chǎn)品。 2.設(shè)計方案的特點 浮閥塔由于氣液接觸狀態(tài)良好，霧沫夾帶量小(因氣體水平吹出之故)，塔 板效率較高，生產(chǎn)能力較大。浮閥塔應(yīng)用廣泛，對液體負(fù)荷變化敏感，不適宜 處理易聚合或者含有固體懸浮物的物料，浮閥塔涉及液體均布問題在氣液接觸 需冷卻時會使結(jié)構(gòu)復(fù)雜板式塔的設(shè)計資料更易得到，便于設(shè)計和對比，而且更 可靠。浮閥塔更適合，塔徑不是很大，易氣泡物系，腐蝕性物系，而且適合真 空操作。 3．工藝流程的確定 原料液由泵從原料儲罐中引出，在預(yù)熱器中預(yù)熱后送入連續(xù)板式精餾塔 F1 型浮閥塔） ，塔頂上升蒸汽流采用強制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流 液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)冷卻至后送至產(chǎn)品槽；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供氣 7 相流，塔釜殘液送至廢熱鍋爐。 以下是浮閥精餾塔工藝簡圖： 8 一．設(shè)備工藝條件的計算 1．設(shè)計方案的確定及工藝流程的說明 本設(shè)計任務(wù)為分離苯-氯苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精 餾過程。設(shè)計中采用泡點進料（q=1） ，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入 精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)， 其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較 小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng) 冷卻后送至儲罐。 2．全塔的物料衡算 2.1 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率 苯和氯苯的相對摩爾質(zhì)量分別為 78.11 kg/kmol 和 112.56kg/kmol。684.05.12/4.078/6. ???Fx 9395D 2.6./9./2.Wx 2.2 平均摩爾質(zhì)量 ol89.0kg/m壓12.560.84)(壓.6781 MF ??793D??/l.2. ????W 2.3 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率 依題給條件：一年以 320 天，一天以 24 小時計，有： 9 ,全塔物料衡算：hkg/80.13924h)/(30820kgW, ??? 釜液處理量 molW/.56. 總物料衡算 DF? 苯物料衡算 W029.83.4.0? 聯(lián)立解得 kol/h 197 2.6 3．塔板數(shù)的確定 3.1 理論塔板數(shù) 的求取TN 苯-氯苯物系屬于理想物系，可采用梯級圖解法（M·T 法）求取 ，步驟TN 如下： 1.根據(jù)苯-氯苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點方程和露點方程求取 yx~ 依據(jù) ， ，將所得計算結(jié)果列表如下：????BABt ppx??/ tApxy/??t =760 (mmHg) 表 3-1 相關(guān)數(shù)據(jù)計算 溫度/℃ 80 90 100 110 120 130 140 苯 /mmHg 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900?ip 氯苯 /mmHg 148 205 293 400 543 719 760 x 1 0.677 0.442 0.265 0.127 0.019 0 兩相 摩爾 分率 y 1 0.913 0.785 0.614 0.376 0.071 0 相對 揮發(fā) 度 oABP?? 5.1351 35 5 4.6075 09 4.4 4.1436 46 3.9499 3 3.8157 89 10 本題中，塔內(nèi)壓力接近常壓（實際上略高于常壓） ，而表中所給為常壓下的 相平衡數(shù)據(jù)，因為操作壓力偏離常壓很小，所以其對 平衡關(guān)系的影響完全yx~ 可以忽略。 平均相對揮發(fā)度 ，則，汽液平衡方程為：436.??xxy.1)(1??? 3.2 確定操作的回流比 R 將表 3-1 中數(shù)據(jù)作圖得 x-y 曲線及 t-x-y 曲線（既體系相平衡曲線） 。 圖 3-1 苯—氯苯混合液的 x—y 圖 11 圖 3-1 苯—氯苯混合液的 t-x-y 圖 在 圖上，因泡點進料， ，查得，得 ， 。故yx~1?q684.0?Fex983.0Dx 有： 906.?e 347.06893min?eDxyR 取實際操作的回流為最小回流比的 2 倍，即：9.0347.2min??? 求精餾塔的汽、液相負(fù)荷 kmol/h 136.86RDL l/ .97)(0941)(V?????l/ 23.8F， kol/h 9， 3.3 求理論塔板數(shù) 精餾段操作線： 580.41.01????xRxyD 12 提餾段操作線： 0781.269.1???????xVWxLyw Q 線方程：x=0.684 精餾段操作線為過 和 兩點的直線。??83.0,9??5., 提餾段操作線為過 和 兩點的直線。20781? 采用圖解法求理論板層數(shù),在 x-y 圖上作平衡曲線和對角線，并依上述方法作精 餾段操作線和提鎦段操作線。操作線數(shù)據(jù)如下： 表 3-2 相關(guān)數(shù)據(jù)計算 從)983.0,(?Dx 開始，在精餾 段操 作線與平衡線 之間 繪由水平線和 鉛垂 線構(gòu)成的梯級。 當(dāng)梯 級跨過兩操作 線交 點)8605.,43.(d 時，則改在提 鎦段 與平衡線之間 繪梯 級，直至梯級 的鉛垂線達(dá)到或越過點 為止。用 Excel 作圖，各梯級的坐標(biāo))029.,(?Wx 如下： x y 1 0.990 0.933 0.96253 0.883 0.94203 0.833 0.92153 0.783 0.90103 精餾段 0.6843 0.86056 0.6843 0.86056 0.4843 0.606767 0.2843 0.352967 0.0843 0.099167 0.029 0.029 提鎦斷 0.00615 0 13 圖 3-2 苯-氯苯物系精餾分離理論塔板數(shù)的圖解 按上法圖解得到： 總理論板層數(shù) 塊（包括再沸器）8?TN 加料板位置 4F 3.4 全塔效率 TE 選用 公式計算。該式適用于液相粘度為mμlog61.07.?? 0.07~1.4mPa·s 的烴類物系，式中的 為全塔平均溫度下以進料組成表示的 平均粘度。 14 查圖 3-1，由 =0.983 =0.029 查得塔頂及塔釜溫度分別為：DxW =80.53℃ =135.26℃，tDWt 全塔平均溫度 =( + )/2=(80.53+135.26)/2=107.9℃mtD 根據(jù)表 3-3 表 3-3 苯-氯苯溫度粘度關(guān)系表 溫度℃ 40 60 80 100 120 140 苯 粘度 mPa·s 0.485 0.381 0.308 0.255 0.215 0.184 氯苯 粘度 mPa·s 0.701 0.542 0.439 0.345 0.269 0.219 9.107215.0? ?苯苯 ? smPa??239.0苯? .69. 34.氯 苯氯 苯 15.?氯 苯 利用差值法求得： ， 。smPa??2390苯?sPa36.0??氯 苯?????632.084.156841 ????????FFmxx氯 苯苯?2.log17log6.07.mTE 3.5 實際塔板數(shù) （近似取兩段效率相同）pN 精餾段： 塊，取 塊6.53.0/1?p 61?pN 提餾段： 塊，取 塊212 2 總塔板數(shù) 塊81?ppN 4．操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 4.1 平均壓強 mp 取每層塔板壓降為 0.7kPa 計算。 15 塔頂： kPa3.10?Dp 加料板： kPa5.1067.???F 塔底： 9.325.W 精餾段平均壓強 ??a8./.10?p 提鎦段平均壓強 kP710.' ?? 4.2 平均溫度 mt 利用表 3-1 數(shù)據(jù)，由拉格朗日差值法可得 塔頂溫度 ,1983.067.18???Dt℃52.0?t 加料板 ，4Ft℃78.9Ft 塔底溫度 ，01.2.3019.3??Wt ℃26.35?Wt 精餾段平均溫度 ℃??.8/758?mT 提鎦段平均溫度 ℃52.6.3' ?? 4.3 平均分子量 mM 精餾段： ℃15.8?T 液相組成： ，1805.67.09?x34.1? 氣相組成： ，.13.1?y95.1 所以 ??kmolgML /37.84.056.284.07????? V 6959? 16 提鎦段： ℃52.1'?mT 液相組成： ，265.0117.06.??x230.?x 氣相組成： ，4.3.4.22y54.2y 所以 ??kmolgML /6.103.56.10.78' ?????? V 479' 4.4 平均密度 mρ 4.4.1 液相平均密度 L, 表 4-1 組分的液相密度 （ kg/m3）ρ 溫度， （℃） 80 90 100 110 120 130 140 苯 817 805 793 782 770 757 745ρ 氯苯 1039 1028 1018 1008 997 985 975 純組分在任何溫度下的密度可由下式計算 苯 ： 推薦：tA187.92?? tA186.392??ρ 氯苯 ： 推薦：BρB0574 式中的 t 為溫度，℃ 塔頂： D=80.52℃ 3, kg/m42.8165.0186.392186.392 ??????tAL?, 9740574BD 3,,,, kg/81.2059.10382.61 ???mLDBLDAmLa??? 進料板： ℃78.9?Ft 3, /4.57.6.1.32?????tAL 17 3, kg/m72.108.90657.1420657.142 ??????tBLF? 3,,,, /.2.8.???mLFBLFAmLFa?? 塔底： ℃52.1?，T 3, kg/9.785.16.39186.39 ?????tALW?, 4020420574B 3,,,, kg/m69.89.183.1 ???? mLWBLWAmLWa??? 精餾段： ??3kg/4.852/0.8.2? 提鎦段： 96'??L 4.4.2 汽相平均密度 mVρ, 精餾段： ??3, kg/m7.215.8.27314.860???vRTMp? 提鎦段： 3', ' /9'?mVv 4.5 液體的平均表面張力 σ 表 5-1 組分的表面張力 σ 溫度 80 85 110 115 120 130 σA 苯 21.2 20.6 17.3 16.8 16.3 15.3 σB 氯苯 26.1 25.7 22.7 22.2 21.6 20.4 液體平均表面張力依下式計算，即 iLmx??? 塔頂液相平均表面張力的計算 由 ，用內(nèi)插法得℃52.80Dt 18 ，2.18056.20.18,??AD?N/m26.1,AD? , .7.,B /4.,B/3.21.601729830m?????LD? 進料板液相平均表面張力的計算 由 ，用內(nèi)插法得℃7.Ft ，6.2085793.162085,???AF?N/m97.1,?AF , 7.,BF /3.25,BF?/60.1.3160976840m?????LF? 塔底液相平均表面張力的計算 由 ，用內(nèi)插法得℃52.1Wt ，3.170528.6370,???AW?N/m05.17,?AW , .21,B /4.2,B?/9.5.971050m?????LW? 精餾段液相平均表面張力為 mN/2./)6.234.1(L 提鎦段液相平均表面張力為 /8.1/)0.9.(' ???L? 4.6 液體的平均粘度 mLμ, 表 6-1 不同溫度下苯—氯苯的粘度 溫度 60 80 100 120 140 19 t，℃ 苯 mPas 0.381 0.308 0.255 0.215 0.184 氯苯 mPas 0.542 0.439 0.345 0.269 0.219 液相平均粘度可用 表示lglgLmiix???? 4.6.1 塔頂液相平均粘度 ，308.52308.25.1??A?sPaA?307. ，49.49B4.?B ，37.0lg)8.1(307lg8lg, ?????mLD? smPaLD??309.,? 4.6.2 進料板液相平均粘度 ，308.9308.25.1?A?smPaA??28. ，4.74?BB39. ，.0lg)68.1(20lg68lg, ????mLF? smPaLF??31.0,? 4.6.3 塔底液相平均粘度 ， 25.021.05.??A?smPaA??230.? ，34.169.34.BB97. ,2.0lg).(20lg0lg, ?????mLW? sPamLW??295.0,? 4.7 氣液相體積流量 精餾段： 20 汽相體積流量 /sm68.27.36093603, ???mVsM? 汽相體積流量 /h8/s8.23h 液相體積流量 /s07.41.560.33, ???mLs? 液相體積流量 /h37/s7.0h 提鎦段： 汽相體積流量 /sm693.2.36049360,'' ???mVsM? 汽相體積流量 /h8/s9.2'h 液相體積流量 /s013.5.94360.2360,'' ???mWLs? 液相體積流量 /h18.7/s1.'h 6 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計 6.1 塔徑 精餾段： 塔板間距 HT的選定很重要，可參照下表所示經(jīng)驗關(guān)系選取。 表 6-1 板間距與塔徑關(guān)系 塔徑 DT，m 0.3～0.5 0.5～0.8 0.8～1.6 1.6～2.0 2.4～4.0 2.4 板間距 HT，mm 200～300 300～350 350～450 450～600 500～800 =600 21 初選塔板間距 及板上液層高度 ，則：m450?THm60?Lh39.6.?LTh 按史密斯泛點關(guān)聯(lián)法計算塔徑。 （1）精餾段 ①最大氣速 （即泛點氣速 ）maxuFu0248.7.21856.035.5.0 ?????????????????VLs? 查 Smith 通用關(guān)聯(lián)圖得 0C 負(fù)荷因子 087.2.186.20 ??????????????? 泛點氣速： m/s????52.17./.2415./max ???VLu? ②氣速 可取安全系數(shù)為 0.75（安全系數(shù) 0.6—0.8） 則空塔氣速為 m/s14.75.0ax?u ③塔徑 m72.1)4.3(682/4???VDs? 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整取 . （2）提鎦段： 22 初選塔板間距 及板上液層高度 ，則：m450?THm60?Lh39.6?LTh ①最大氣速 （即泛點氣速 ）'maxuFu0831.2.35469.01'' .5.0 ??????????????VLs? 查 Smith 通用關(guān)聯(lián)圖得 0C 負(fù)荷因子 081.26.18.2' 0 ??????????????L? 泛點氣速： m/s?? 381.2./).3594(.'/'''max ???VLu? ②氣速 取安全系數(shù)為 0.75，空塔氣速為 m/s0.17.'ax?u ③塔徑 82.)4.3/(69.24/'' ??uVDs? 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整取 .0m 7 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計與計算 7.1 溢流裝置 因塔徑為 2.0m，所以采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液 盤，且不設(shè)進口內(nèi)堰。 7.1.1 溢流堰長（出口堰長） wl 取 m3.1265.0.???Dlw 精餾段堰上溢流強度 ,????hm/130~hm/60.17./5/ 3 ????whlL 滿足強度要求。 提鎦段堰上溢流強度 ,//2.4./84/ 33' ??whl 滿足強度要求。 23 7.1.2 出口堰高 whoLwh?? 對平直堰 ??3/20284.whwlLE 精餾段：由 及 ，查化工原理課程設(shè)計圖7/?Dl 04.7.1/5/52. ?? 5-5 得 ，1E 于是查表得： （滿足要求）mhow06.4.??0496.1??oL 驗證： (設(shè)計合理)owwhh?.5. 提鎦段：由 及， 查化工原理課程6/Dl 48.23.1/87/' 55.2?lL 設(shè)計圖 5-5 得 ，于是查表得：1?E （滿足要求）m0.27.'?owh03.276' ??oL 驗證： (設(shè)計合理)''' 1.5. owwhh? 7.1.3 降液管的寬度 和降液管的面積dWfA 由 ，查化工原理課程設(shè)計圖 5-7 得6.0/?Dlw ，即：7./,125TfdAW ， ， 。m. 22m14.3??2198.0?fA 24 圖 7-1 液體在降液管內(nèi)的停留時間 精餾段： （滿足要求）s526.037./452.0/ ????sTfLHA? 提鎦段： （滿足要求）1''sf 7.1.4 降液管的底隙高度 oh 精餾段：取液體通過降液管底隙的流速 ，則有：m/s0.??ou （ 不宜小于 0.02~0.025m，本結(jié)果滿足要m029.1.3700????owsulLhoh 求） 故合理w 06.496.0 ?? 提鎦段：取液體通過降液管底隙的流速 ，則有：/s4.??ou （ 不宜小于 0.02~0.025m，本結(jié)果滿足要m025.43.1' ????owsulLhoh 求） 故合理w 06.780.' ?? 7.2 塔板分布 7.2.1 塔板的分塊 本設(shè)計塔徑為 ，故塔板采用分塊式。mmD1200.2?? 7.2.4 浮閥數(shù)計算及其排列 精餾段： 預(yù)先選取閥孔動能因子 ,由 F0= 可求閥孔氣速 ，0vu?u? 即 smFuv/21.7.0??? F-1 型浮閥的孔徑為 39mm，故每層塔板上浮閥個數(shù)為 25 30921.7)039.(46802 ????udVNs 取邊緣區(qū)寬度 m，破沫區(qū)寬度 mc.Ws.10W? 計算塔板上的鼓泡區(qū)面積， 221(sin)80a xAxrr??????? 其中： Dsd 601.).9.()??? mWrc46.2 故 21 22 094.)].(sin80.13.094.61.0[2 mAa ?????? ? 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心 t75 則排間距 09.3075.42' ???Nta 考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分 鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用 0.090m,而應(yīng)小一點，故取 ，按mt80'? ， 以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)mt75?t80' 3N 實際孔速 sNdVus /30.7)9.0(4/3682/4' 2200 ????? 閥孔動能因數(shù)為 14.27.3.'',0??vuF? 所以閥孔動能因子變化不大，仍在 9~14 的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實排數(shù)適用。 開孔率: ％52.1/0).239(0)(/20 ????DdNAT? 此開孔率在 5%~15%范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開孔是合理的。 提鎦段： 預(yù)先選取閥孔動能因子 ,由 F0= 可求閥孔氣速120?vu?'0u 26 即 smFuv/69.2.31'0' ??? F-1 型浮閥的孔徑為 39mm，故每層塔板上浮閥個數(shù)為 3469.)03.(48202 ???udVNs 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心 mt75? 則排間距 083.4075.2' ???NtAa 考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分 鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用 0.083m,而應(yīng)小一點，故取 ，按mt80'? ， 以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)mt75?t80' 3N 實際孔速 sNdVus /4.7)039.(785.306275.' 22'0 ?? 閥孔動能因數(shù)為 .12.4.'',0??vuF? 所以閥孔動能因子變化不大，仍在 9~14 的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實排數(shù)適用。 5.0).239()(/200??DdNAT? 此開孔率在 5%~15%范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開孔是合理的。 27 圖 7-2 閥孔排列 二 塔板流的體力學(xué)計算 1 塔板壓降 精餾段 （1）計算干板靜壓頭降 ch 由式 可計算臨界閥孔氣速 ，即825.173vcU??ocUsmvoc /01.67825.1825.1? ，可用 算干板靜壓頭降，即cU0?Lvccgh??34. 20mc 3.1.857.92)6(.5??? （2） 計算塔板上含氣液層靜壓頭降 fh 由于所分離的苯和氯苯混合液為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù) ，已知板上5.0?? 液層高度 所以依式,06.LhLl0?l 3.50?? （3）計算液體表面張力所造成的靜壓頭降 ?h 由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不 計。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降 為p mhhlcp 062.3.02.????? PagL .51789461??? 提鎦段： (1)計算干板靜壓頭降 ch 28 由式 可計算臨界閥孔氣速 ，即825.1'73vcU??ocUsmvoc /53.2.1'.' 85.825.1? ，可用 算干板靜壓頭降，即'0cU?''0'4.Lvccgh??mhc 29.35.98.2)5(34.' ??? (2)計算塔板上含氣液層靜壓頭降 fh 由于所分離的苯和甲苯混合液為碳?xì)浠衔铮扇〕錃庀禂?shù) ，已知板上5.0?? 液層高度 所以依式,06.LhLl0?l 3.50'?? (3)計算液體表面張力所造成的靜壓頭降 ?h 由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計。 這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降 為pmhhlcp 059.3.029.''' ????? PagL 7.4845'2??? 2 液泛計算 式 LdpdhH?? 精餾段 (1)計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降 Ph 前已計算 mp062. (2)液體通過降液管的靜壓頭降 d 因不設(shè)進口堰，所以可用式 20153.???????hLhws 式中 mlsLws .,.,/037. 0?hd 1.29.15. ???????? 29 (3)板上液層高度： mhL06.? 則 Hd 132.2.01? 為了防止液泛，按式： ，取安全系數(shù) ，選定板間距)(wTdhH??5.0?? ,45.?Tmhw96. mHT 250.)496.05.()( ?????? 從而可知 ，符合防止液泛的要求hHwTd132.0?? (4) 液體在降液管內(nèi)停留時間校核 應(yīng)保證液體早降液管內(nèi)的停留時間大于 3~5 s,才能使得液體所夾帶氣體釋出。 本設(shè)計 sLHAsTf 526.037.42????? 可見，所夾帶氣體可以釋出。 提鎦段 (1)計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降 Ph 前已計算 mhp059.'? (2)液體通過降液管的靜壓頭降 d 因不設(shè)進口堰，所以可用式 20''153.' ???????hLhws 式中 mlsLws .',.,/013.' 0?hd 24515.' ???????? (3)板上液層高度： ，則hL06' mHd 1435.06.0245.9.' ?? 為了防止液泛，按式： ，取安全系數(shù) ，選定板間距)(wTdh???? ,45.0?THmw3.' mhT 24.0)3.45.0()'( ????? 從而可知 ，符合防止液泛的要求hHwTd .1.' ??? 30 (4) 液體在降液管內(nèi)停留時間校核 應(yīng)保證液體早降液管內(nèi)的停留時間大于 3~5 s,才能使得液體所夾帶氣體釋出。 本設(shè)計 sLHAsTf 56.7013.42'' ????? 可見，所夾帶氣體可以釋出。 3 霧沫夾帶的計算 判斷霧沫夾帶量 是否在小于 10%的合理范圍內(nèi)，是通過計算泛點率 來完成Ve 1F 的。泛點率的計算時間可用式： 和1036.1 ????pFLsvLsAKcZ? %078.1???TFvLsAKcV? 塔板上液體流程長度 mWDZdL 42.9.2. 塔板上液流面積 27014.3AfTp ???? 圖 3-1 精餾段： 苯和氯苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù) K 值，K=1.0 ,在從泛點負(fù)荷因 數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù) ,將以上數(shù)值分別代入上式0.127FC? 31 %54.6107.21.042.0364.85726.2 ???????F 及 .49%.3.78.0?? 提鎦段： 苯和氯苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù) K 值，K=1.0 ,在從泛點負(fù)荷因 數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù) ,將以上數(shù)值分別代入上式130.?FC%1.5207.2130. 4.1365.9463.2' ???????F 及 58.49%10.3.0178.594 .632' ???? 為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在 80%以下。從以上計算的結(jié)果 可知，其泛點率都低于 80%，所以霧沫夾帶量能滿足 的要求。干 氣 ）（ 液 ） /kg(1.0eV? 4 塔板負(fù)荷性能圖 4.1 霧沫夾帶上限線 對于苯—氯苯物系和已設(shè)計出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限 值 所對應(yīng)的泛點率 (亦為上限值),利用式干 氣 ）（ 液 ） /kg(1.0eV? 1F 和 便可作出此線。%1036.1 ???pFLsvLsAKcZ? %078.1???TFvLsAKcV? 由于塔徑較大，所以取泛點率 ，依上式有18? 32 精餾段： 8.07.21.0 4.364.85????ss LV 整理后得 9.071.?ss 即 即為負(fù)荷性能圖中的線(霧沫)sL34? 此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對應(yīng)一條直線。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個 值便可依式 算出相應(yīng)的 。利用兩點確定一條直線，便sLssV40.38.?sV 可在負(fù)荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。 0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 s 4.767 4.633 4.466 4.299 4.132 3.965 s 提鎦段： 8.07.2130. 4.'65.94' ????ss LV 整理后得 8'.'086.?ss 即 即為負(fù)荷性能圖中的線(霧沫 ’)32'sL? 0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 's 4.767 4.637 4.475 4.312 4.149 3.987 'sV 4.2 液泛線 由式 ， ， )(wTdhH???owdwpd hh???? ?hlcp?? 聯(lián)立。即 owdlcodpT ??)( 式中， ，板上液層靜壓頭降 gUhLvc?234.5壓 0? Llh0?? 從式 知， 表示板上液層高度， 。所以owLh??L 321084.???????wsowlEh 板上 ?? ?????????????3200.)(壓wswowLl lLh?? 33 液體表面張力所造成的靜壓頭 和液面落差 可忽略?hh? 液體經(jīng)過降液管的靜壓頭降可用式 20153.???????lLwSd 則 LdcdLcwT hhhH）（＋＋0)( ??????? ?? ???????????????? 3202020 60184.2153.34.5 wSwwSLv llgu）（? 式中閥孔氣速 與體積流量有如下關(guān)系 0u NdVuS204?? 精餾段： 式中各參數(shù)已知或已計算出，即 ;30;/41.85;/7.2;5.0;496.0;45.;.0 3 ????? NmkgmkgmhHlvwT ???? ； ； 代入上式。mlw31203d 整理后便可得 與 的關(guān)系，即sVL 3222 07.4.19. SSS LV?? 此式即為液泛線的方程表達(dá)式。在操作范圍內(nèi)任取若干 值，依s3222 07.148.1590. SSS L??? 0 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 sL 5.09 4.68 4.31 3.84 3.22 2.99 sV 用上述坐標(biāo)點便可在 負(fù)荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(液泛線)。sV: 提鎦段： ;30;/35.940';/2.3';5.0;3.';45.0;. 3 ????? NmkgmkgmhHLvwT ???? ； ； 代入上式mlw312' 9d 整理后便可得 與 的關(guān)系，即sL 222 81.7.1.6SSS ?? 0 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 ' 5.189 4.794 4.412 3.907 3.202 2.087 'sV 用上述坐標(biāo)點便可在負(fù)荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(液泛線)。 34 4.3 液相負(fù)荷上限線 為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時間分離出，液體在降液管中停 留時間不應(yīng)小于 3～5s。所以對液體的流量須有一個限制，其最大流量必須保 證滿足上述條件。 由式 可知，液體在降液管內(nèi)最短停留時間為 3～5 秒。秒～ 5???STfLHA? 取 為液體在降液管中停留時間的下限，所對應(yīng)的則為液體的最大流量5s ,即液相負(fù)荷上限，于是可得maxsL 精餾段： 所5/02.54.20max3ax TfsTfs HALsHA ?????顯 然 由 式 得到的液相上限線是 一條與氣相負(fù)荷性能無關(guān)的豎直線，即負(fù)荷性能圖中的 線(液相上限)。 提鎦段： 5'/02.54.20' max3max TfsTfs HALsHAL ?????顯 然 由 式 所得到的液相上限線是 一條與氣相負(fù)荷性能無關(guān)的豎直線，即負(fù)荷性能圖中 的線(液相上限)。 4.4 氣體負(fù)荷下限線（漏液線） 對于 F1 型重閥，因 800mm，故裙座壁厚取 16mm 基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑： mDbj 17320.)1620( ????? 基礎(chǔ)環(huán)外徑： o 圓整 mbj18mbo4 基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取 18mm 考慮到再沸器，裙座高度取 3m， 地角螺 栓直徑取 M30 7 附屬設(shè)備設(shè)計 7.1 泵的計算 進料溫度 ℃14.8?qt 3m,3,3, kg/0.82 kg/72.10805kg/m??LFBLFALF ??? spa1.spa93. spa 2. ???uuu 42 已知進料量 hmFVmL /98.28.02716M3???? 取管內(nèi)流速 ，則su/. 則管徑 m VDF 06.80.6.14.3/364 ???? 故可采用故可采用 Φ83×3.5 的離心泵。 則內(nèi)徑 d=76mm，得： sDuF /76.10.14369820/422???537.18760/ ?????dRe 取絕對粗糙度為： ； m5?? 則相對粗糙度為： 4/d 摩擦系數(shù) λ 由 ]/9.6)7.3/lg[(8.112/ eRd????? ∴λ=0.0299 進料口位置高度：h=（19-1）×0.45+2.1+0.4+3=13.6m ∴ mgudhHf 689.1.)076.129.()( 2?????? 揚程： mf 8.561389.?? 7.2 冷凝器 塔頂溫度 tD=80.52℃ 冷凝水 t1=20℃ t2=30℃ 則 ℃℃℃ ℃℃℃ 5.0352.8062211 ?????ttD ℃37.)2./.6(ln1)/(ln21tm 由 tD=80.43℃ 查液體比汽化熱共線圖得 kgKJ/4.9?苯? 塔頂被冷凝量 sVqvs 37.8.???? 冷凝的熱量 JQ/.204397?苯? 43 取傳熱系數(shù) kmWK2/60? 則傳熱面積 2 351.87.5601497/ mtQA???? 冷凝水流量 skgtCP/.69413 02)(1? 7.3 再沸器 塔底溫度 tw=138.48℃ 用 t0=150℃的蒸汽，釜液出口溫度 t1=142℃ 則 ℃℃℃ ℃℃℃ 8142574.6.31021 ????tt ℃0.)/7.ln()/l(21tm 由 tw=135.26℃ 查液體比汽化熱共線圖得 kgKJ/39?甲 苯? 則 skgVqvsm /67.82.369.'' ?????KJQ4578?甲 苯? 取傳熱系數(shù) kmWK2/0 則傳熱面積 2 37.50.16459/ mtA???? 加熱蒸汽的質(zhì)量流量 skgtCQp /4.20185.2473)(10?? 四 計算結(jié)果總匯 浮閥塔工藝設(shè)計計算結(jié)果總表 計算數(shù)據(jù)項目 符號 單位 精餾段 提餾段 44 各段平均壓強 、1mp2kPa103.8 109.7 各段平均溫度 、t℃ 85.15 112.52 氣相 、1sV2S3/s2.668 2.693平均 流量 液相 、sL0.00377 0.0131 實際塔板數(shù) 、1pN2 塊 6 12 板 間 距 HT m 0.45 0.45 塔 徑 、1D2mm 2.0 2.0 空塔氣速 、u'?/s1.14 1.04 塔板溢流形式 - - 單溢流型 單溢流型 溢流管型式 - - 平頂弓形溢流堰 平頂弓形溢流堰 堰 長 wlm 1.30 1.30 堰 高 hm 0.0496 0.033 溢流堰寬度 dWm 0.25 0.25 溢 流 裝 置 底隙高度 om 0.029 0.0252 閥孔數(shù)目 N 個 303 303 孔 徑 Rm 0.039 0.039 孔 心 距 t m 0.075 0.075 閥孔氣速 、01u2m/s 7.21 7.30 閥孔 開孔率 - %11.52 11.52 單板壓強降 - kPa0.7 0.7 氣相最大負(fù)荷 maxV 3/s 2.34 2.39 氣相最小負(fù)荷 in 3/s 1.09 1.01 45 操作彈性 - - 2.98 3.24 五 結(jié)束語 在整個設(shè)計過程中 我們首先寫策劃書和查閱資料，查找數(shù)據(jù)和表圖， 加強了自己的信息檢索能力。公式最后匯總，通過給出的設(shè)計任務(wù)書進行計算。 隨著最小回流比的確定，和對化工原理知識的復(fù)習(xí)，一切都步入了正軌。在此 次設(shè)計過程中，主要有一下幾點體會： 一是查找資料。在找資料的過程中，有時會找到兩套不同的數(shù)據(jù)，或者在 有效范圍內(nèi)，可以取不同的數(shù)值。比如查找苯和氯苯的閥孔氣相動能因子，就 找到了兩組不同的數(shù)據(jù)，有的范圍是 8-12，有的范圍是 9-14，所以就需要進一 步查找資料，或者根據(jù)自己的實際情況選取數(shù)值，進行計算。在這個過程中， 對我的辨別和思考能力有了很好地鍛煉。 二是計算。由于課程設(shè)計中的計算量很大，稍一不小心就會算錯，而且有 可能當(dāng)時還不知道，到頭來發(fā)現(xiàn)不對就得改很多步驟。也讓我懂得了，做任何 一件事，耐心和細(xì)心都是必不可少的。 三是軟件應(yīng)用。通過自己做這樣一個完整的課程設(shè)計，也鍛煉了我們對 Word、Excel 等軟件的使用。比如排版、格式、字體、行間距、作圖等等問題， 這對以后寫文章等都有很大的作用，是一筆不可多得的財富。 課程設(shè)計不但對以往學(xué)過的知識加以復(fù)習(xí)和檢驗，同時還培養(yǎng)理了論 聯(lián)系實際的能力。尤其是這次精餾塔設(shè)計更加深入了對化工生產(chǎn)過程的理解和 認(rèn)識，使我們所學(xué)的知識不局限于書本，并鍛煉了我們的邏輯思維能力，同時 也讓我深深地感受到工程設(shè)計的復(fù)雜性以及我了解的知識的狹隘性。所有的這 些為我今后的努力指明了具體的方向。 設(shè)計過程中提高了我的自學(xué)和思考能力，設(shè)計中的許多知識都需要查閱資 料和文獻，并要求加以歸納、整理和總結(jié)。通過自學(xué)及老師的指導(dǎo)，不僅鞏固 了所學(xué)的化工原理知識,更極大地拓寬了我的知識面，讓我知道了科學(xué)的領(lǐng)域是 不容欺騙的，要一步一步，踏踏實實才能有更多的收獲。 在此次化工原理設(shè)計過程中，我受益匪淺，深知學(xué)好基礎(chǔ)知識的重要性。 46 同時通過這次課程設(shè)計，我深深地體會到與同學(xué)討論的重要性。因為通過與同 學(xué)或者是老師的交換看法很容易發(fā)現(xiàn)自己認(rèn)識的不足，從而讓自己少走彎路。 最后，特別感謝趙晶老師以及我們?nèi)蝿?wù)組成員們，通過與她們的交流使得 設(shè)計工作得以圓滿完成。在此向她們表示衷心的感謝！ 六 符號說明： Aa——塔板開孔區(qū)面積，m 2 Af——降液管截面積，m 2 A0——閥孔總面積，m 2 At——塔截面積，m 2 c0——流量系數(shù)，無因次 C——計算 umax 時的負(fù)荷系數(shù)，m/s d ——填料直徑，m d0——篩孔直徑，m D ——塔徑，m DL——液體擴散系數(shù)，m 2/s DV——氣體擴散系數(shù)，m 2/s ev——液沫夾帶量，kg(液)/kg(氣) E——液流收縮系數(shù)，無因次 ET——總板效率，無因次 F——氣相動能因子，kg 1/2/(s.m1/2) F0——閥孔氣相動能因子， g——重力加速度，9.8m/s 2 h——填料層分段高度，m h1——進口堰與降液管間的水平距離， m hc——與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?m 液柱 hd——與液體流過降液管的壓降相當(dāng) 的液柱高度，m hf——塔板上鼓泡層高度，m hl——與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊褐?度，m 液柱 hL——板上清液層高度，m hmax——允許的最大填料層高度，m h0——降液管的低隙高度，m hOW——堰上液層高度，m hW——出口堰高度，m h’W——進口堰高度，m hδ ——與克服表面張力的壓降相當(dāng)?shù)?液柱高度，m 液柱 H——板式塔高度，m HB——塔底空間高度，m Hd——降液管內(nèi)清液層高度，m HD——塔頂空間高度，m HF——進料板處塔板間距，m HOG——氣相總傳質(zhì)單元高度，m HP——人孔處塔板間距，m HT——塔板間距，m H1——封頭高度， H2——裙座高度， lW——堰長，m Lh——液體體積流量，m 3/h Ls——液體體積流量，m 3/h Lw——潤濕速率，m 3/（m?h） m——相平衡常數(shù)，無因次 n——閥孔數(shù)目 NT——理論板層數(shù) P——操作壓力，Pa △P——壓力降，Pa △P P——氣體通過每層篩板的壓降， Pa r——鼓泡區(qū)半徑，m u——空塔氣速，m/s uF——泛點氣速，m/s u0——氣體通過閥孔的速度，m/s u0， min——漏液點氣速，m/s u’0——液體通過降液管底隙的速度， m/s Vh——氣體體積流量，m 3/h Vs——氣體體積流量，m 3/h wL——液體質(zhì)量流量，㎏/h wV——氣體質(zhì)量流量，㎏/h Wc——邊緣無效區(qū)寬度，m 47 Wd——弓形降液管寬度，m x——液相摩爾分?jǐn)?shù) X——液相摩爾比 y——氣相摩爾分?jǐn)?shù) Y——氣體摩爾比 Z——填料層高度 ，m β——充氣系數(shù)，無因次； ε——空隙率，無因次 θ——液體在降液管內(nèi)停留時間，s μ——粘度，Pa?s ρ——密度，kg/m 3 σ——表面張力，N/m φ——開孔率或孔流系數(shù)，無因次 Φ——填料因子，l/m ψ——液體密度校正系數(shù)，無因次 下標(biāo) max——最大的 min——最小的 L——液相 V——氣相