1、分離苯和甲苯系統(tǒng)的板式精儲塔設(shè)計書 1.1 設(shè)計題目 分離苯一一甲苯系統(tǒng)的板式精儲塔設(shè)計 1.2 設(shè)計條件 分離物系：苯和甲苯 原料狀態(tài)：xf0.41（質(zhì)量分率） 分離要求：xw0.049,Xd0.96（質(zhì)量分率） 設(shè)計能力：1000kg/h 操作壓力：自定 操作方式：連續(xù)生產(chǎn)，每年300天，每天24小時運行 1.3 設(shè)計容 ?1.設(shè)計方案的確定及流程說明 ?2.塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 ?3.精儲塔的物料衡算 ?4.塔板數(shù)的確定 ?5.塔體工藝尺寸的計算 ?6.塔板主要工藝尺寸的設(shè)計計算 ?7.塔板流體力學驗算 ?8.繪制塔板負荷性能圖 ?9.塔頂冷凝器的初算與選型 ?10.設(shè)備主要

2、連接管直徑的確定 ?11.全塔工藝設(shè)計計算結(jié)果總表 ?12.繪制生產(chǎn)工藝流程圖及主體設(shè)備簡圖 設(shè)計條件及設(shè)計方案說明 . 精儲原理 精儲是利用混合液中兩種液體的沸點差異來分離兩種液體的過程。精儲裝 置有精儲塔、原料預熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。 熱量自塔釜輸入，物料在塔經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進行精微分離，由冷凝 器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。 苯和甲苯的原料混合物進入原料罐，在里面停留一定的時間之后，通過泵 進入原料預熱器，在原料預熱器中加熱到泡點溫度，然后，原料從進料口進入到精儲塔中。因為被加熱到泡點，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物， 這時候原料混合物就

3、分開了，氣相混合物在精微塔中上升，而液相混合物在精 儲塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫 到泡點，其中的液態(tài)部分進入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時間然后進入 苯的儲罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精儲塔中，這個過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進入再沸器，在再沸 器中被加熱到泡點溫度重新回到精儲塔。塔里的混合物不斷重復前面所說的過 程，而進料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成苯與甲苯的分離。 . 塔板形式 泡罩塔板上由于有升氣管，即使在很低的氣速下操作，也不至于產(chǎn)生嚴重 的漏液現(xiàn)象，當氣液負荷有較大波動時，仍能保持穩(wěn)定操作，塔板

4、效率不變，即操作彈性較大；塔板不易堵塞，適用于處理各種物料。具缺點是結(jié)構(gòu)復雜、造價高；氣體流徑曲折，塔板壓降大，生產(chǎn)能力及板效率較低。 篩板塔的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，造價低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力較大；氣體分散均勻，傳質(zhì)效率較高。其缺點是篩孔易堵塞，不宜處理易結(jié)焦、粘度大的物料。 浮閥塔板的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單、制造方便、造價低；塔板開孔率大，生產(chǎn)能 力大；由于閥片可隨氣量的變化自由升降，故操作彈性大；因上升氣流水平吹 入液層，氣液接觸時間長，故塔板效率高。其缺點是處理易結(jié)焦、高粘度的物料時，閥片易與塔板粘結(jié)；在操作過程中有時會發(fā)生閥片脫落或卡死等現(xiàn)象，使塔板效率和操作彈性下降。 本次設(shè)計采

5、用浮閥精儲塔。其優(yōu)點為： .生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，具開孔面積大于泡罩塔板， 生產(chǎn)能力比泡罩塔板大20%-40%與篩板塔接近。 .操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常 操作而允許的負荷波動圍比篩板塔，泡罩塔都大。 .塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長， 而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 .塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的50%80% 但是比篩板塔高20%30% .塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的50%80% 但是比篩板塔高20%30% . 操作壓力 操作總壓強提高，溶質(zhì)氣體分壓亦提高，加大吸收

6、過程的推動力，減少吸 收劑的單位耗用量，有利于吸收操作，但能耗及設(shè)備材料等將增加，真空操作 不僅需要增加真空設(shè)備的投資和操作費用，而且由于真空下氣體體積增大，需 要的塔徑增加，因此塔設(shè)備費用也會增加。如果在常壓下操作時，塔頂蒸氣可 以用普通冷卻水進行冷卻，一般不采用加壓操作。操作壓力大于1.6MPa才能 使普通冷卻水冷卻塔頂蒸氣時，應(yīng)對低壓、冷凍劑冷卻和高壓、冷卻水冷卻的方案進行比較后，確定適宜的操作方式。綜上所述，根據(jù)所處理的物料性質(zhì)， 兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性來綜合考慮，此處選擇在常壓下操作。. 進料狀態(tài) 塔板上的液體和蒸汽都是飽和狀態(tài)，不同的進料熱狀態(tài)，對精儲段和提儲 段的下降

7、液體量及上升蒸汽量會有明顯的影響，當進料組成冷一定時，按進料 溫度從高到低，可以有五種進料狀態(tài)，不同進料熱狀態(tài)的q值不同，故稱q為進料熱狀態(tài)參數(shù)。此五種狀態(tài)為溫度低于泡點的冷液體（q1）,泡點溫度下的飽和液體（q1）,溫度介于泡點和露點之間的氣液混合物（0q1）,露點 下的飽和蒸氣（q0）,溫度高于露點的過熱蒸氣（q0）。q值增加，冷凝器 負荷降低而再沸器負荷增加，由此而導致的操作費用的變化與塔頂出料量D 和進料量F的比值D/F有關(guān)；對于低溫精儲，不論D/F值如何，采用較高的 q值為經(jīng)濟；對于高溫精儲，當D/F值大時宜采用較小的q值，當D/F值小時 宜采用q值較大的氣液混合物。在本次設(shè)計中，為

8、使塔的操作穩(wěn)定，免受季節(jié)氣溫影響，精、提儲段采用相同塔徑以便于制造，則采用飽和液體（泡點）進料。 . 加熱方式 廣的加熱劑，其冷凝時的傳熱膜系數(shù)很高，可以通過改變蒸汽的壓力準確的控 制加熱溫度。而煙道氣燃燒所排放的溫度可達100200c,適用于高溫加熱。 缺點是煙道氣的比熱容及傳熱膜系數(shù)很低， 加熱溫度控制困難。 除此之外， 還可根據(jù)工廠的具體情況，采用熱水或熱空氣作為加熱劑。在本次設(shè)計中，要根據(jù)混合液體的沸點準確分離兩種液體，故采用蒸汽加熱，蒸汽加熱又可分為直 接蒸汽加熱和間接蒸汽加熱，塔釜一般采用間接蒸汽加熱，但對塔底產(chǎn)物基本 是水，且在低濃度時的相對揮發(fā)度較大的體系，也可采用直接蒸汽加熱

9、。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可利用壓力較低的蒸汽加熱，塔釜只須安裝鼓泡管，一般可節(jié)省設(shè)備費用和操作費用。常用的加熱劑有飽和水蒸氣和煙道氣兩種, 其中飽和水蒸氣是一種應(yīng)用最 本設(shè)計任務(wù)為分離苯一甲苯混合物 由于對物料沒有特殊的要求，可以在 . 設(shè)計方案的確定常壓下操作。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精儲流程。設(shè)計中采用泡點 進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送人精儲塔。塔頂上升蒸氣采用全凝 器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔，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Rmin 的1.51.7倍。塔底設(shè)置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷

10、卻后送至儲罐。 . 工藝流程簡圖 根據(jù)上面討論的信息，繪制出工藝流程簡圖如下: 圖 2-1甲苯精微工藝流程圖一含K闡 r;.準 物料衡算和能量衡算 . 原始數(shù)據(jù) .3 已知參數(shù) 苯、甲苯混合液處理量：F1000kg/h 回流比R：1.7Rmin 進料熱狀況：泡點進料（q1） 精儲塔塔頂壓強：4kPa（表壓） 飽和水蒸氣壓力：0.25MPa（表壓） 混合液體中苯的組成為：xf0.41 塔頂產(chǎn)品濃度：Xd0.96（苯質(zhì)量分率） 塔底釜液含甲苯量：Xw0.049（甲苯質(zhì)量分率） .3 苯和甲苯的物理性質(zhì) 表 3-1 苯和甲苯的物理性質(zhì) 項目 分子式 分子量 M 沸點（K） 臨界溫度 k/c 臨界壓強

11、 PC/kPa 苯 A C6H6 78.11 80.1 288.5 6833.4 甲苯 B C6H5CH3 92.13 110.6 318.57 4107.7 表 3-2甲苯汽一液平衡數(shù)據(jù) 沸點/c 液相中苯的摩爾分率x 汽相中苯的摩爾分率y 沸點/c 液相中苯的摩爾分率x 汽相中苯的摩爾分率y 110.56 0.00 0.00 90.11 55.0 75.5 109.91 1.00 2.50 88.80 60.0 79.1 108.79 3.00 7.11 87.63 65.0 82.5 107.61 5.00 11.2 86.52 70.0 85.7 105.05 10.0 20.8 85

12、.44 75.0 88.5 102.79 15.0 29.4 84.40 80.0 91.2 100.75 20.0 37.2 83.33 85.0 93.6 98.84 25.0 44.2 82.25 90.0 95.9 97.13 30.0 50.7 81.11 95.0 98.0 95.58 35.0 56.6 80.66 97.0 98.8 94.09 40.0 61.9 80.21 99.0 99.61 92.69 45.0 66.7 80.01 100.0 100.0 91.40 50.0 71.3 表 3-3 苯、甲苯液體黏度 溫度/C 80 90 100 110 120 L苯/

13、mPa?s 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 L甲苯/mPa?s 0.311 0.286 0.264 0.254 0.228 表 3-4 苯、甲苯的液相密度 溫度/c 80 90 100 110 120 413 L苯/kgm 815 803.9 792.5 780.3 768.9 3 L甲苯/kgm 810 800.2 790.3 780.3 770.0 表 3-5 苯、甲苯的液相汽化熱 溫度/c 80 90 100 110 120 苯/kJkg1 394.1 386.9 379.3 371.5 363.2 甲苯/kJkg 379.9 373.8 367.6 361.

14、2 354.6 表 3-6 苯、甲苯液體表面力 溫度/c 80 90 100 110 120 苯/mNm1 21.27 20.06 18.85 17.66 16.49 甲苯/mNm1 21.69 20.59 19.94 18.41 17.31 . 物料衡算 .4 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù) 苯的摩爾質(zhì)量MA78.11kgkmol1 甲苯的摩爾質(zhì)量MB 92.13kgkmol .4 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 原料液平均摩爾質(zhì)量MF MFMA?xFMB?(1xF)78.110.45092.13(10.450)85.82kgkmol1 塔頂產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MD MDMA?XDMB

15、?(1XD)78.110.95992.13(10.959)78.68&gkmol1 塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MW 1 MWMA?XWMB?(1XW)78.110.041592.13(10.0415)91.54歌gkmol .4 全塔物料衡算 原料處理量：F1000kmolh111.652kmolh1 85.821 總物料衡算式：11.652DW 苯物料衡算：11.6520.450D0.959W0.0415原料中苯的摩爾分率xF 41/78.11 41/78.1159/92.13 0.450 塔頂出口物料中苯的摩爾分率xD 96/78.11 96/78.114.9/92.13 0.959 塔釜出口

16、物料中苯的摩爾分率xW 4.9/92.13 0.0415 96/78.114.9/92.13 聯(lián)合解得：D5.188kmolh1,W6.464kmolh1 . 理論塔板數(shù) .5 塔溫的確定 .5 求平均相對揮發(fā)度 由上算得塔頂溫度為82.25C,塔釜溫度為108.15C,查得的安托因常數(shù): 表 3-7 苯、甲苯的安托因常數(shù) 組分 A B C 苯 6.03055 1211.033 220.79 塔頂組成: XD 0.959, 查表得塔頂溫度為 tD 82.25C 進料組成: XF 0.450, 查表得進料溫度為 tF 92.69C 塔釜組成: xW 麗 0.01 001 tW109.91 108

17、.79 109.91 xw 0.0415解得tw108.15C 精儲段的平均溫度: tm 82.25 9269 87.47C 2 提儲段的平均溫度: tn tFtW 2 92.69108.15100.42C 2 全塔平均相對揮發(fā)度：取塔頂及塔釜 的平均值。 6.07954 1344.8 219.482 塔頂：lg 二 AB-6.03055 yp苯tC oB lgA6.07954 Dp甲苯tC 1211.033 82.25220.79 1344.8 82.25219.482 2.034 1.623 由此可知，塔頂?shù)南鄬]發(fā)度為 塔釜：1gp:A o 1gp甲苯A 由此可知，塔釜的相對揮發(fā)度為 加

18、料處：lgp；A o 1gp甲苯A 由此可知，加料處相對揮發(fā)度為 因此全塔的平均相對揮發(fā)度為： 精微段的平均相對揮發(fā)度為： 提儲段的平均相對揮發(fā)度為： 3.3.3求最小回流比 因飽和液體進料即q 6.03055tC 6.07954 o -pA2.58 P甲苯 1211.033 108.15220.79 1344.8 108.15219.482 o 牛2.37 p甲苯 6.03055tC 1211.033 92.69220.79 6.07954tC 1344.8 92.69219.482 o -pA2.48 P甲苯 精微=DF 2.349 1.975 2.167 1.772 W.2.582.37

19、2.47 .2.582.48 2.482.37 1,所以其q線方程為：x 2.53 2.42 XF0.450,q線為 垂直于橫坐標的一條直線，其與平衡線y- 1 0一(全塔的全塔=2.47) (a1)x 的交點為(0.45,0.67),即xe xF 0.45,ye 0.67,此即最小回流比時操作 線與平衡線的交點坐標。最小回流比: Rmin XDVe VeXe 0.9590.67 0.670.45 1.312 1.4 捷算法求全塔最小理論塔板數(shù)及精儲段最小理論塔板數(shù) 在全回流下求出所需理論板數(shù)Nmin,對于接近理想體系的混合物，可以采 用芬斯克方程計算, Nmin lOg(1 xw xDxW

20、log全塔 ) 代入數(shù)值求得: Nmin ,一0.95910.0415、， log()() 10.9590.0415=696 log2.47 一. 對精儲段： Nmin,1 xD )() XDXF log精微 log( 0.959,J0.45) 10.959-045=3.61,即精儲段最少理論板數(shù)為log2.53 3.61. 3.3.5捷算法求理論塔板數(shù) 以R1.7Rmin計算為例。 R1.7Rmin1.71.3122.2304 RRmin R1 2.23041.312cccc 0.2843 2.23041 Y0.75 (10.28430.567)0.3824 對精微段：N1Nm匚N36111

21、.896.17 Nmin6.96 逐板計算法求理論塔板數(shù) R1.7Rmin1.71.3122.2304,全塔2.47 因R(R1)xFxW(q1)xDxW，其中q1 XDxFXDxF 則 R(2.23041)0.45 0.959 率，交替使用相平衡方程與精儲段方程計算如下: 表 3-8 逐板計算求理論塔板數(shù) 精儲段/提儲段 理論塔板 苯氣相摩爾分率 苯液相摩爾分率 第一層塔板 y10.959 x0.904 NNmin N1 Nmin 6.960.3824 10.3824 11.89 則相平衡方程為: x2.47x 1(1)x11.47x 精微段操作線方程 RxD x R1R1 2.23040.

22、959 x 2.230412.23041 0.69x0.297 0.0415 0.45 2.593 則提儲段操作線方程-y xw R 2.59310.0415 x 2.5932.593 1.386x0.016 通過編寫C語言程序(見附件 1),計算每層理論塔板上的氣液相摩爾分 第二層塔板 y2 0.921 X2 0.825 精 第三層塔板 y3 0.867 X3 0.724 第四層塔板 V4 0.797 X4 0.614 儲 第五層塔板 y5 0.720 X 0.510 段 第六層塔板 y6 0.649 X 0.428 第七層塔板 V7 0.577 X7 0.356 提 第八層塔板 % 0.4

23、77 X 0.270 第九層塔板 y9 0.358 X9 0.184 儲 第 t 層塔板 ylo 0.239 X0 0.113 一層塔板 % 0.141 x1 0.062 段 釬二層塔板 yl2 0.070 x2 0.030 求得理論塔板數(shù)N12111（不包括再沸器），與捷算法求得的理論塔板數(shù)N11.89相吻合。 實際塔板數(shù)與進料位置 塔頂溫度tD82.25C,塔釜溫度tw108.15Co tDtW82.25108.15clcc 則塔平均溫度：-95.2C0 則平均黏度: 0.49(2.470.2704)0.2450.541 全塔理論塔板數(shù)N11.89,故實際塔板數(shù)為: 取為12層，則實際進料

24、板為第13層。提儲段共221210層。 表 3-9 塔板數(shù)與進料位置 總塔板數(shù) 精微段塔板數(shù) 提福段塔板數(shù) 進料位置 22 層 12 層 10 層 第 13 層 查得該溫度下苯和甲苯的黏度為 苯0.266mPas,甲苯 0.274mPas LxiLiXF苯(1%)甲苯=0.45 0.266+(10.45)0.2740.2704mPas 則ET0.49(L)0.245 Ne N ET 11.89 0.541 21.98 但實際板數(shù)應(yīng)該取22層。精儲段理論塔板數(shù) N16,故實際塔板數(shù)為: Ne1 N16 ET0.541 11.09 能量衡算 塔頂冷凝器的熱量衡算及冷卻水的消耗量 理想情況下，對全凝

25、器作熱量衡算，若忽略熱損失，塔頂冷凝器帶走的熱量等于物料損失的熱量。即： QCQV-QD-QL=(R1)mD(IvD-lLD) 若回流液在泡點溫度下進入塔，則IVDILD,即 QC(R1)mD 塔頂溫度：tD82.25C,在該溫度下苯的汽化潛熱苯二392.68kJkg 塔頂?shù)馁|(zhì)量流率：mDMDD78.6855.188408.218kgh1 貝UQC(R1)mD(2.23041)408.218392.685.178105kJh 冷凝介質(zhì)為水，具進出冷凝器的溫度分別為30c和35c,則平均溫度下 的比熱容Cpc4.174kJ/(kgK),則冷卻水的消耗量： QC5.178104 2.48110kg

26、h Cpc(t23)4.174(3530) 式中：QC全凝器的熱負荷，kJh1；WC冷卻介質(zhì)消耗量，kgh Cpc冷卻介質(zhì)的比熱，kJ/(kgK)；匕、t2冷卻介質(zhì)在冷凝器進、出 口處的溫度，C。WC 塔釜再沸器的熱量衡算及加熱蒸汽的消耗量 全塔熱量衡算式：QVQWQiQQLQFQB 式中，QV表示塔頂蒸汽帶出熱量；QW表示釜液帶出熱量；Qi表示加熱介質(zhì)帶出熱量；Q表示熱量損失，理想情況下可忽略，其值為0;QL表示回流液帶入的熱量；QF表示原料液帶入的熱量；QB表示加熱蒸汽帶入的熱量。 取Ql10%QB,則 QVQwQLQF 塔頂回流量的質(zhì)量流率：1 mLRmD2.2304408.218910

27、.489kgh1 塔頂溫度tD82.25C,查表知Cp1.62kJ/(kgK),則回流液帶入的熱量： _51 QLmLCPtD910.4891.6282.251.213105kJh1 的蒸汽流量為: V(R1)D(2.23041)5.18816.759kmolh 則塔頂蒸汽帶出熱量: QVVCPMDtDVMD16.7591.6278.68582.2516.759391.8178.685 6.924105kJh1 塔頂溫度tD82.25C時，塔頂?shù)谋绕療?391.81kJkg1,塔頂上升 加料處的溫度tF92.69C,查表得Cp1.69kJ/(kgK),物料的質(zhì)量 1 流率mF1000kgh。

28、則原料液帶入的熱量： QFmFCPtF10001.6992.691.566105kJh1 塔釜的溫度tW108.15C,查表得CP1.73kJ/(kgK),物料的質(zhì)量 流率： 1 mWMWW91.5486.464591.766kgh1。 則原料液帶入的熱量： QWmWCPtW591.7661.73108.151.107105kJh1 則加熱蒸汽帶入的熱量： CQVQWQLQF QB 0.9 5555 6.924101.107101.213101.56610 0.9 _51 5.73410kJh 加熱介質(zhì)為蒸氣，塔釜溫度tw108.15C,查表用試差法求得: 11 苯372.0kJkg,甲苯36

29、1.61kJkg。 則平均汽化熱：=372.00.0415+361.61(10.0415)=362.04kJkg1 則加熱蒸汽的消耗量: QB5.734103i WB1.584103kgh1 36204 主體設(shè)備設(shè)計計算和說明 塔設(shè)備的工藝參數(shù) 操作壓力的計算 操作溫度的計算 塔頂操作壓力: PD4101.3105.3kPa 每層塔板壓降: P0.7kPa 則進料板壓力: PF105.3120.7113.7kPa 塔釜壓力：PW 113.7 100.7120.7kPa 精儲段的平均操作壓力: 105.3113.7109.5kPa 2 提儲段的平均操作壓力: Pn 113.7120.7117.2

30、kPa 2 前面已經(jīng)計算得出, 塔頂溫度tD 82.25C,進料溫度tF92.69C,塔釜 溫度tw108.15C 則精儲段的平均溫度: 82.2592.69”八 87.47C 2 由逐板計數(shù)法可得出：%XD0.959,X0.904；VF0.649,提儲段的平均溫度: tn 92.69108.15100.42C 4.1.3 平均摩爾質(zhì)量的計算 xF0.428；yW0.070,xW0.030。 塔頂?shù)臍庀嗄栙|(zhì)量： MD,V0.959 塔頂?shù)囊合嗄栙|(zhì)量： MD,L0.904 加料板的氣相摩爾質(zhì)量： MF,V0.649 加料板的液相摩爾質(zhì)量： MF,L0.428 塔釜的氣相摩爾質(zhì)量： MW,V0

31、.070 塔釜的液相摩爾質(zhì)量： MW,L0.030 精微段氣相、液相的平均 78.11(10.959)92.13 78.11(10.904)92.13 78.11(10.649)92.13 78.11(10.428)92.13 78.11(10.070)92.13 78.11(10.030)92.13 爾質(zhì)量： 78.685kgkmol 79.456kgkmol 83.031kgkmol 86.129kgkmol 91.149kgkmol 91.709kgkmol Mm,V MD,VMF,V 2 78.68583.031 2 80.858kgkmol Mm,L MD,LMF,L 2 79.45

32、686.129 2 82.793kgkmol 提儲段氣相、液相的平均摩爾質(zhì)量: MF,VMW,V Mn,v 2 83.03191.149 2 87.090kgkmol MF,LMW,L Mn,L2一 86.12991.709 2 _1 88.919kgkmol 4.1.4平均密度計算 、氣相密度的計算（由理想氣體狀態(tài)方程計算） 精微段: m,V RMm,V RT 109.580.858 8.314(87.47273.15) 2.95335s,符合要求） how2.84E LS Lw 2 3 2.84 2 26116號-一，、 11.24mm（6mm,酒足要求）0.3318 LS2.6116 L

33、w0.3318 一3 7.87m3/（h m堰長）（7080m3/（hm堰長），滿足要求） AfHT0.013340.40 Ls 4 7.2546104 7.36s（35s,符合要求） 四、安定區(qū)WS和邊緣區(qū)WC 在板上的傳質(zhì)區(qū)域與堰之間需要有一個不開孔的區(qū)域，稱為安定區(qū)。入口 堰與傳質(zhì)區(qū)之間設(shè)入口安定區(qū)，可使降液管底部流出的消液能均勻地分布在整 個塔板上，避免入口處因液壓頭引起的液體泄漏。 安定區(qū)寬度WS是指堪與它最近一排孔的中心線之間的距離。對于浮閥塔的整塊式塔板取607Qmm。安定區(qū)寬度取WS65mm。 塔板靠近塔壁部分需留出一圈邊緣區(qū)域WC,供支持塔板邊梁之用。對于 浮閥塔的整塊式塔板

34、取55mm。則邊緣區(qū)寬度WC55mm。4.2.5浮閥塔的閥孔數(shù)及其排列一、閥孔直徑d0 閥孔直徑由所選的浮閥的型號所決定。 因為選用了徑d039mm。 、初算閥孔數(shù)n 動能因數(shù)Fo為811。取Fo8 精儲段閥孔數(shù)n-S0127523 22 d；u00.03924.66 44 Fc8 提儲段孔速u04.41ms nv.3.286 提儲段閥孔數(shù)n-S-23423 22 -d(2u00.03924.41 44 鼓泡區(qū)面積計算: Aa2 xR2x2 R2.1x sin一 180R 其中, WC 0.5 0.0550.195m F1型重閥，則閥孔直 般正常負荷情況下, 希望浮閥是在全開時操作。 試驗結(jié)果

35、表明此時閥孔 精微段孔速 8 2.953 4.66ms Uo 0.5 D x5 以 Ws 由此可得： 220.1952i0.1232 Aa20.1232,0.1950.1232sin 1800.195 0.06180.0650.1232m 三、閥孔數(shù)N的確定 在整塊式塔板中，浮閥常以等邊三角形叉排型式排列，孔中心距 -2 0.0893m t一般有 （利用 75、125、150mm幾種。按t75mm,以等邊三角形叉排型式作圖如下 CAD圖），排得閥孔數(shù)目為N22個。 圖 4-4 單層塔板閥孔布置 則開孔總面積：A0N-do22-0.03920.0263m244 則孔速為：VS012754.85m

36、s1 Ao0.0263 則閥孔動能因素：F0u0.、m,V4.85、2.953 塔板開孔率100%0.6495100%13.39% u04.85 因此閥孔動能因素變化不大，仍在811的圍， 1014%之間，因此該閥孔排列是合理的。8.33 且塔板的開孔率在 4.3 浮閥塔的流體力學驗算 塔板壓降 氣相通過塔板的壓降hf包括：干板壓降hd、液層阻力人以及克服液體表 面力的阻力項。最后一項一般很小，可以忽略，故 hfhdhL 、干板壓降hd 閥門全開后，精儲段 4.8522.953 5.340.0234m 29.81806.962 提儲段: 、塔上液層有效阻力hL hL0.5(hWhOW)0.5(

37、0.050.011240.0306m 三、單板壓降 精微段：hf hd hL0.02340.02830.0517m 2 U0m,V hd5.34- 2gm,L hd 2 5.34“m,V 2gm,L 5.34 _2 4.853.286 29.81790.678 0.0266m 精微段: hL 0.5(hWhOW)0.5(0.050.0066)0.0283m 提儲段: Pfhfm,Lg0.0517806.9629.81409.27Pa0.7kPa 提儲段：hfhdhL0.02660.03060.572m Pfhfn,Lg0.0572790.6789.81443.67Pa0.7kPa 液泛驗算 為

38、防止降液管液泛的發(fā)生，降液管液層高Hd應(yīng)服從如下關(guān)系式： Hd0.5(HThW),即Hd 其中HdhW 式中Hd降液管清7層高度，m hW,m h W堰上清液層(Mi,m hf一氣相塔板壓降，m液柱 hof液相在降液管阻力損失， 2 對于浮閥塔，h0f0.153LS LWh0 2 精儲段：h0f0.153LS0.153 LWh00.5(0.40.05)0.225m hOWhfhof m液柱 42 3.2977104 0.000168m 0.33180.03 因止匕Hd0.5(HThw) 因止匕Hd0.5(HThW) 故在本設(shè)計中，精儲段和提儲段都不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。 4.3.3霧沫夾帶量的驗算

39、浮閥塔一般用泛點百分率F作為間接衡量霧沫夾帶量的指標。對于塔徑 小于900mm的塔，F(xiàn)小于70%,這樣就可以保證霧沫夾帶量用小于10% 泛點百分率F可用下面的經(jīng)驗公式計算: V136LSZLVAbCFK 式中F泛點百分率；VS氣相流量，m3s1； m3s1；AAA2Af,m2； Z板上液流長度，對單流型塔板ZD2Wd,m CF泛點負荷系數(shù)，由氣相密度及板距可以查取得CF=0.112； 2 提儲段：hof0.153LS0.153 LWh0 42 7.2546104 0.000813m 0.33180.03 0.050.011240.0572 0.0008130.1193m0.225m K系統(tǒng)因素

40、，苯和甲苯可按正常系統(tǒng)查物性系數(shù) K1.0 100VS F 3 V氣相密度，kgm； 3 L放相密度，kgm； LS液相流量, D2Wd0.520.06180.3764m 2 AT2Af0.196020.013340.1693m2 精微段: 0.16930.1121.0 提儲段: 4.4 操作性能負荷圖 精微段的操作性能負荷圖 、液相上限線 液體流量的上限值可由下式計算: Lmax HTAf 式中Lmax液體流量上限, 1一、一 ；HT板間距, m； Af 降液管截面積, 降液管液體的停留時間, 計算得：Z 1000.1275 F 2.953 806.9622.953 1363.2977104

41、0.3764 41.64% 1000.1234 F 3.286 790.6783.286 1367.25461040.3764 0.16930.1121.0 44.00% 因此計算出來的泛點百分率都在 70砌下，滿足規(guī)定的指標eV 10% 取降液管液體的停留時間 4s,此液體流量為最大允許值 Lmax 因此, 刖HTAf0.40.013343i3i 貝ULmax0.001334m3s14.8024m3h1 ia人 4 過Lmax點作垂直線，即為液相上限線（在圖4-5中a線）。液相上限線是VSLS圖中與氣相流量VS無關(guān)的垂線，與縱軸平行。 二、氣相下限線 對于F1型重閥，氣相負荷下限一般取閥孔動

42、能因子F056,由此計算 出此時的氣相負荷Vmin,過Vmin作水平線，即為浮閥塔的氣相下限線。 取F05,則依F0u0d可計算得： u0F_5_2.91ms1 ,m,v、2.953 貝uVminA0U00.02632.910.0765m3s1275.52m3h1 過Vmin作水平線，即為氣相下限線（在圖4-5中b線）。氣相下限線是VSLS圖中與液相流量LS無關(guān)的水平線，與橫軸平行。 三、液相下限線 一般以h W6mm作液相負荷的下限，低于此限時認為塔板上液相流動不 能保證均勻分布。由hOW6mm計算Lmin,過Lmin作垂直線，即為液相下限線。 2 -3LS3/日 由式hOW2.8410E得LW 圖中與氣相流量VS無關(guān)的垂線，與縱軸平行。 四、過量霧沫夾帶線 霧沫夾帶量過大，塔板效率嚴重下降，一般控制句使其不大于0.1kg液沫 /kg氣。因此以e0.1kg液沫/kg氣為界限，用霧沫夾帶量的計算公式，作 出L和V的曲線即為過量霧沫夾帶線。一般為計算方便，當作直線處理，由兩 點連成一直線即可，由霧沫夾帶量的計算公式，令ev0.1,液體量為L,計 算得氣量為Vmax,由L和Vmax定出一點。再設(shè)L（一般也接近Lmax的值），仍 以ev0.1計算得氣量為Vmaxo由L和Vmax定出另一點，連接兩點的直線，即 為