1、化工原理課程設(shè)計(jì)苯 - 氯苯板式精餾塔的工藝設(shè)計(jì)工藝計(jì)算書(shū)目錄苯-氯苯分離過(guò)程板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù) . 1一設(shè)計(jì)題目 2二操作條件 2三塔板類型 2四工作日 2五廠址 錯(cuò) 誤! 未定義書(shū)簽。六設(shè)計(jì)內(nèi)容 2七設(shè)計(jì)基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 3符號(hào)說(shuō)明 . 3設(shè)計(jì)方案 . 6一設(shè)計(jì)方案的思考 7二設(shè)計(jì)方案的特點(diǎn) 7三工藝流程 7苯-氯苯板式精餾塔的工藝計(jì)算書(shū) . 7一設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說(shuō)明 8二全塔的物料衡算 8三塔板數(shù)的確定 9四塔的精餾段操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 11五精餾段的汽液負(fù)荷計(jì)算 錯(cuò) 誤! 未定義書(shū)簽。六塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計(jì)算 15七塔板負(fù)荷性能圖 20八附屬設(shè)備的的計(jì)算及選型

2、23篩板塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果 . 34設(shè)計(jì)評(píng)述 . 35一設(shè)計(jì)原則確定 35二操作條件的確定 36設(shè)計(jì)感想 . 37苯-氯苯板式精餾塔的工藝設(shè)計(jì) 苯 - 氯苯分離過(guò)程板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)設(shè)計(jì)條件年產(chǎn)純度為 %的氯苯 4 萬(wàn)噸，原料液為苯和氯苯的的混合液，其中氯苯含量中 為 38%（質(zhì)量百分?jǐn)?shù)），其余為苯，采用泡點(diǎn)進(jìn)料，要求塔頂氯苯含量不高于2%，精餾塔頂壓強(qiáng)為4kPa （表壓），單板壓降不大于，采用 300天/年工作日連續(xù)生 產(chǎn)。二操作條件1. 塔頂壓強(qiáng)4kPa （表壓）；2. 進(jìn)料熱狀況，泡點(diǎn)進(jìn)料；3. 回流比，自選；4壓降不大于；三塔板類型篩板或浮閥塔板（ F1 型） 四工作日每年 300 天，每

3、天 24 小時(shí)連續(xù)運(yùn)行五計(jì)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(jì)算；4. 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；5. 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算；6. 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；7. 塔板負(fù)荷性能圖；8. 設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表。六.計(jì)基礎(chǔ)數(shù)據(jù)苯-氯苯純組分的飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)溫度，C)8090100110120130Pi x苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760其他物性數(shù)據(jù)可查有關(guān)手冊(cè)。符號(hào)說(shuō)明:a-一填料的有效比表面積，卅/m3at填料的總比表面積，卅/maw填料的潤(rùn)濕比表面積，卅/m3A塔板開(kāi)孔區(qū)面積，mA

4、 降液管截面積，mA篩孔總面積，mA 塔截面積，mCo流量系數(shù)，無(wú)因次c計(jì)算umax時(shí)的負(fù)何系數(shù)，m/sd -填料直徑，md0篩孔直徑，mD -塔徑，mDL液體擴(kuò)散系數(shù)，m/sDv氣體擴(kuò)散系數(shù)，m/sev液沫夾帶量，kg(液)/kg(氣)E液流收縮系數(shù)，無(wú)因次Et總板效率，無(wú)因次F氣相動(dòng)能因子，kg"2/2)Fo篩孔氣相動(dòng)能因子，g 重力加速度，9.81m/s2h填料層分段高度，mHETP 關(guān)聯(lián)式常數(shù)hi進(jìn)口堰與降液管間的水平距離，mhe與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?m液柱 hd與液體流過(guò)降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?hf 塔板上鼓泡層高度， mhi與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱

5、hL板上清液層高度，mhmax允許的最大填料層高度，mho降液管的低隙高度，mhow 堰上液層高度， mhw出口堰高度，mh' w進(jìn)口堰高度，mm液柱h s 與克服表面張力的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?H板式塔高度，m溶解系數(shù)，kmol/(m3 kPa)HB塔底空間高度，mHd降液管內(nèi)清液層高度，mHD塔頂空間咼度，m片進(jìn)料板處塔板間距，mHd氣相總傳質(zhì)單元高度，mHp人孔處塔板間距，mHT塔板間距，mH封頭高度，H裙座高度，HET等板高度，mkG 氣膜吸收系數(shù)， kmol/ (m2? h? kPa)kL 液膜吸收系數(shù)，m/hK穩(wěn)定系數(shù)，無(wú)因次Kg氣膜吸收系數(shù)kmol/ (m? h? kPa

6、)l w堰長(zhǎng)，mLh液體體積流量，m/hLs液體體積流量，m/hLw潤(rùn)濕速率，m/ ( m? h)m相平衡常數(shù)，無(wú)因次n篩孔數(shù)目Nd 氣相總傳質(zhì)單元數(shù)，Nr理論板層數(shù)P操作壓力，Pa P壓力降，Pa PP氣體通過(guò)每層篩板的壓降，Par 鼓泡區(qū)半徑， mu空塔氣速，m/suf 泛點(diǎn)氣速，m/suo 氣體通過(guò)篩孔的速度，m/suo，min漏液點(diǎn)氣速， m/su' o液體通過(guò)降液管底隙的速度，m/sU液體噴淋密度，nV( m? h)UL液體質(zhì)量通量，kg /( m2?h)Unin最小液體噴淋密度，m3/ (2m2? h)氣體質(zhì)量通量，kg /( m2?h)Vh氣體體積流量， m/hVS氣體體

7、積流量，m/hw液體質(zhì)量流量，kg/hwV-氣體質(zhì)量流量，kg/hWc邊緣無(wú)效區(qū)寬度，mWd弓形降液管寬度，mx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 ， mB -充氣系數(shù)，無(wú)因次；5-篩板厚度， m£ -空隙率，無(wú)因次9-液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間，11-粘度， Pa? sP -密度， kg/m3CT-表面張力， N/m© -開(kāi)孔率或孔流系數(shù)，無(wú)因次 -填料因子， l/m書(shū)-液體密度校正系數(shù)，無(wú)因次下標(biāo)max最大的min最小的L液相V氣相設(shè)計(jì)方案設(shè)計(jì)方案的思考通體由不銹鋼制造，塔節(jié)規(guī)格 25100mm高度1.5m,每段塔節(jié)可設(shè)置 12個(gè)進(jìn)料口 /測(cè)溫口

8、，亦可結(jié)合客戶具體要求進(jìn)行設(shè)計(jì)制造各種非標(biāo)產(chǎn)品。整 個(gè)精餾塔包括：塔釜、塔節(jié)、進(jìn)料罐、進(jìn)料預(yù)熱器、塔釜液儲(chǔ)罐、塔頂冷凝器、 回流比控制器、產(chǎn)品儲(chǔ)罐等。 塔壓降由變送器測(cè)量， 塔釜上升蒸汽量可通過(guò)采用 釜液溫度或靈敏板進(jìn)行控制，塔壓可采用穩(wěn)壓閥控制，并可裝載自動(dòng)安全閥。 為 使塔身保持絕熱操作，采用現(xiàn)代化儀表控制溫度條件，并可在室溫300C范圍內(nèi)任意設(shè)定。同時(shí)，為了滿足用戶的科研需要，每一段塔節(jié)內(nèi)的溫度、塔釜液相 溫度、塔頂氣相溫度、進(jìn)料溫度、回流溫度、塔頂壓力、塔釜壓力、塔釜液位、 進(jìn)料量等參數(shù)均可以數(shù)字顯示。二設(shè)計(jì)方案的特點(diǎn)浮閥塔應(yīng)用廣泛， 對(duì)液體負(fù)荷變化敏感， 不適宜處理易聚合或者含有固體

9、懸 浮物的物料浮閥塔涉及液體均布問(wèn)題在氣液接觸需冷卻時(shí)會(huì)使結(jié)構(gòu)復(fù)雜板式塔 的設(shè)計(jì)資料更易得到，而且更可靠。浮閥塔更適合 塔徑不很大，易氣泡物系， 腐蝕性物系，而且適合真空操作。三工藝流程原料液由泵從原料儲(chǔ)罐中引出，在預(yù)熱器中預(yù)熱后送入連續(xù)板式精餾塔（篩 板塔），塔頂上升蒸汽流采用強(qiáng)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相流， 塔釜?dú)堃核椭翉U熱鍋爐。苯-氯苯板式精餾塔的工藝計(jì)算書(shū)一設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說(shuō)明本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-氯苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精 餾過(guò)程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱

10、至泡點(diǎn)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(diǎn)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(chǔ)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(chǔ)罐。全塔的物料衡算（一）料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率苯和氯苯的相對(duì)摩爾質(zhì)量分別為 78.11 kg/kmol和112.61kg/kmolXf62/78.1162/78.1138/112.610.702Xd98/78.1198/78.11 2/112.610.986Xw0.2/78.110.2/78.1199.8/112.610.00288（二）平均摩爾質(zhì)量MF

11、= x+ (1 x = 88.39kg/kmolM d 78.11 0.98610.986112.61 78.59kg/kmolMW 78.11 0.0028810.00288112.61 112.5kg/kmol（三）料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率依題給條件：一年以300天，一天以24小時(shí)計(jì)，有：W = 40000t/a = h，全塔物料衡算：FD'+ WF'= h=hD = h D 一 hW = h W 一 h三塔板數(shù)的確定（一）理論塔板數(shù)Nt的求取苯-氯苯物系屬于理想物系，可采用梯級(jí)圖解法（MT法）求取Nt，步驟 如下：1. 根據(jù)苯-氯苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點(diǎn)方程和露點(diǎn)方程求

12、取 x y依據(jù)x pt Pb / Pa Pb ， y pAx/pt，將所得計(jì)算結(jié)果列表如下：表3-1相關(guān)數(shù)據(jù)計(jì)算溫度，C）8090100110120130Pi苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760兩相摩爾分率x10y10本題中，塔內(nèi)壓力接近常壓（實(shí)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?yàn)椴僮鲏毫ζx常壓很小，所以其對(duì) xy平衡關(guān)系的影響完全 可以忽略。2. 確定操作的回流比R將表3-1中數(shù)據(jù)作圖得xy曲線。圖3-1苯一氯苯混合液的x y圖在 xy 圖上，因 q 1，查得 ye 0.925，而 Xe Xf0.702

13、, x° 0.986。故有:Rm $ 滄 0.986°9250.274ye xe0.925 0.702考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實(shí)際操作的回流比為最小回流比的2 倍，即：R 2Rm 2 0.2740.548求精餾塔的汽、液相負(fù)荷L=RD=< = kmol/hV=(R+1)D=+1)X = kmol/hL' =L+F=+= kmol/hV =V= kmol/h3. 求理論塔板數(shù)精餾段操作線：yx 乂0.35x0.64R 1 R 1提餾段操作線：yxWxw1.26x0.000757V V Aw提餾段操作線為過(guò) 0.00288,0.00288和0.702,

14、0.884兩點(diǎn)的直線圖3-2苯-氯苯物系精餾分離理論塔板數(shù)的圖解圖解得Nt 9.5 18.5塊（不含釜）。其中，精餾段Nn 3塊，提餾段*25.5塊，第4塊為加料板位置。（二）實(shí)際塔板數(shù)Np1. 全塔效率Et選用Et 0.17 0.616log怖公式計(jì)算。該式適用于液相粘度為s的烴類 物系，式中的（Jm為全塔平均溫度下以進(jìn)料組成表示的平均粘度。塔的平均溫度為x （80+=106 C （取塔頂?shù)椎乃阈g(shù)平均值），在此平均溫度下查化工原理附錄11得：ja 0.24mPa s，曲 0.34mPa s。AxFb 1 xF0.24 0.702 0.34 1 0.7020.2698Et 0.170.616

15、log m 0.170.616log 0.26980.522. 實(shí)際塔板數(shù)N p （近似取兩段效率相同）精餾段：Np1 3/0.525.77 塊，取 Np1 6塊四塔的精餾段操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算（一）平均壓強(qiáng)Pm塔頂壓強(qiáng)Pd 4 101.3 105.3kPa，取每層板的壓降為0.7kpa，則進(jìn)料板的壓109.5 216.52強(qiáng)為：Pf 6 0.7 105.3 109.5kPa，塔底壓強(qiáng)為：P Pf 10 0.7 216.5kPa，精餾段平均操作壓強(qiáng)為：Pm(精)=105.3+110.9-108.環(huán)=：汁：提餾段平均操作壓強(qiáng)為:丘（提）163kPa根據(jù)操作壓強(qiáng)，經(jīng)計(jì)算得塔頂(2) 溫

16、度tmtD 82.5°C，進(jìn)料板溫度 tF920C，塔底:tW 130.6 0C，則精餾段平均溫度：tm,精82.592287.25 0C，提餾段的平均溫度：提92 130.062111.3 °C。（3）平均分子量塔頂：Xd y 0.986，X1 0.921 0.00288 112.559 112.46Kg / KmolMvDm 0.986 78.114 (1 0.986) 112.559 78.59Kg / KmolM LDM0.9278.11(10.92)112.5680.866 kg / kmol進(jìn)料板：Yf0.89Xf0.63M VFM0.8978.11(10.89

17、)112.5681.8995kg / kmolM VLM0.6378.11(10.63)112.5690.8586 kg / kmol塔底：xw 0.00288 ,Yw0.02M VWM0.02 78.11(1 0.02)112.56111.871kg / kmolM LWM0.00288 78.114則精餾段平均分子量:M VM78.5923 81.8995280.2459kg/ kmol ,LM80.866 90.8565285.86125kg/ kmol提餾段平均分子量:M VMM 'lm81.8995 111.871290.8565 112.457296.8853kg / km

18、ol101.657kg / kmol(4)平均密度 m1.液相密度Lm液相平均密度依下式計(jì)算，即塔頂：tD 92 C查手冊(cè)得 la812Kg / m3，LB1030 Kg / m3，tw =130.6 C查手冊(cè)得LA 752. 5Kg / m3LB980. 00Kg/ m3,由1LmAB ( a為質(zhì)量分率)LALB故塔頂：10.9860.014Kc/ 3，即 LmD814. 413 Kg/ m ；LmD8121030塔底：10. 0020840.9979163 ，即 Lmw 979. 38 Kg/ m ；Lmw752.5980加料板：由tF 92C查手冊(cè)得la801 Kg / m3,LB102

19、2Kg / m3進(jìn)料板，由加料板液相組成xA 0.731aA0. 54160.6378.110.63 78. 11 (10. 63)112. 56LmF0. 54160.4584,時(shí)，故 LmF801889. 136Kg/ m3餾 段 平 均 液 相 密 度Lm （精）851.77 Kg/m3提餾段平均液相密度:Lm（ 提）979.38889.136934.258kg/ 卅2. 氣相密度由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算可得VM精PM M VMTMR108.1 80.24598.31487.25 273.152.859kg/m3VM提PM M VMTMR115.1 96.88538.314 111.3 2

20、73.153.489kg / m(5)液體表面張力mA BmaXa bXb由tD 92 c查手冊(cè)得m廠，疔處 11 ' 1由 tF 92 c，查手冊(cè)得A頂=21mN/m,b頂=26.1mN / m由 tW 130.6C，查手冊(cè)得A頂=14.75mN /m,b頂=20.4mN /mlmxi ii 1LDM0.986 210.014 26.121.0714mN /mLFM0.63 19.8 0.37 25.121.761mN /mLWM0.025 14.75 0.9975 20.420.386mN /m精餾段平均表面張力：21.0714 21.761 ,LM21.4162mN/m提餾段平均

21、表面張力：21.761 20.386LM21.0735mN / m2(6)液體粘度Lm由 檢-82-0,查手冊(cè)f黑 打胖！二0一3即日一&口處-0-4mp3. 5由，tw 130.6C，查手冊(cè)得，A底 B底log ldm 0.986log 0.3+0.014log 0.4, LDMl log lfm 0.63log 0.275 0.37log 0.365, LFM 0.3054 mpa.slog lwm 0.025log 0.19精餾段平均液相粘度：提餾段平均液相粘度：0.9975log 0.24, LWM 0.24mpa.s0.3012+0.3054lm （精 ）=0.3033mpa

22、s20.3054+0.24 clm（提）=0.2727mpas六塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計(jì)算（一）塔徑1. 初選塔板間距Ht 450mm及板上液層高度hL 60mm，貝U:Ht hL0.45 0.06 0.39m2. 按Smith法求取允許的空塔氣速Umax （即泛點(diǎn)氣速Uf ）0.50.5LsL0.00229 850.19 0.0218VsV1.8042.88查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得C200.080.2 0.2負(fù)荷因子 C C200.08 20670.080520 20泛點(diǎn)氣速：Umax0.0805、850.19 2.88 /2.881.3808m/s3. 取安全系數(shù)為，則空塔氣速為u 0

23、.7umax 0.9665 m/s4. 精餾段的塔徑D4Vs/ u 4 1.804/3.14 0.9665 1.542m圓整取D 1600mm，此時(shí)的操作氣速u(mài) 0.9665m/s。5. 精餾塔有效高度的計(jì)算 精餾段有效高度為Z精（N 精 Ht （6 1 °.45 225m 提餾段有效高度為Z提（N提1）Ht1 °45 45m 在進(jìn)料板上方開(kāi)一人孔，其高度為 600mm 故精餾塔的高度為Z Z精 Z提 +=7.35m（二）塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算1. 溢流裝置 采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盤(pán)，且不設(shè)進(jìn)口內(nèi) 堰。（ 1 ）溢流堰長(zhǎng)（出口堰長(zhǎng)） l w

24、取 l w 0.6D 0.6 1.6 0.96m堰上溢流強(qiáng)度 Lh /lw 8.24/0.96 8.583m3/ m h 100 130m3/ m h ，滿足 篩板塔的堰上溢流強(qiáng)度要求（ 2 ）出口堰高 hwhwhLh ow對(duì)平直堰 how0.00284ELh / l w2/3由 lw/D 0.6 及 Lh/lW58.24/ 0.962.5 9.13 ，查化工原理課程設(shè)計(jì)圖 5-5 得E 1 ，于是：2/3hw 0.00284 18.24/0.960.0119m0.006m （滿足要求）hwhLhow 0.06 0.0119 0.0481m(3) 降液管的寬度Wd和降液管的面積Af由 5/D

25、0.6，查化原下 Pi47 圖 11-16 得 Wd/D 0.11, Af / At 0.056，即:2 2 2Wd 0.176m , At 0.785D2.01m , Af 0.11256m。液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間AfHT/Ls 0.11256 0.45/0.0022922.12s 5s (滿足要求)(4) 降液管的底隙高度ho液體通過(guò)降液管底隙的流速一般為0.25m/s，取液體通過(guò)降液管底隙的流速u(mài)o0.08m/s，則有：hLsh。i1 wUo0.002290.0298m （ ho不宜小于0.025m,本結(jié)果滿足要求）0.96 0.082. 塔板布置(1) 邊緣區(qū)寬度Wc與安定區(qū)寬度Ws

26、邊緣區(qū)寬度 Wc: 一般為5075mm D >2m時(shí)，WC可達(dá)100mm安定區(qū)寬度 Ws :規(guī)定D 1.5m時(shí)Ws 75 mm D 1.5m時(shí)Ws 100 mm本設(shè)計(jì)取 Wc 60 mm Ws 100 mm（2）開(kāi)孔區(qū)面積Aa222.1 XAa 2 x . R xR sin180R:2221 0 524-1800.7401.408m2式中：x D/2 Wd W.0.8 0.176 0.100 0.524mR D/2 Wc 0.8 0.0600.740m3. 開(kāi)孔數(shù)n和開(kāi)孔率©取篩孔的孔徑do 5mm，正三角形排列，篩板采用碳鋼，其厚度 § 3mm，且取t/d。3.0

27、0故孔心距t 3 5 15mm。每層塔板的開(kāi)孔數(shù)n1155 1031155 103每層塔板的開(kāi)孔率©t21521.408 7228 (孔)0.907t/do0.907320.101 ( ©應(yīng)在515%故滿足要求)每層塔板的開(kāi)孔面積AAa 0.101 1.4080.142m2氣體通過(guò)篩孔的孔速u(mài)。Vs/A。1.804/0.142 12.70m/s(三) 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算1.塔板壓降(1) 由 d。/5/3 1.67查圖 5-10 得 c0 =hc0.0512UoVCoL20.051 12700.0468 m0.772850.19(2) 氣體通過(guò)液層的阻力 厲由下式計(jì)算hih

28、LUaAt Af0.95 m/s2.010.11256F。 UaJ v0.95f越1.61kg1/2/(s m1/2)查表5-11，得B =.hlhL(hw how) 0.57(0.0481 0.0119 0.0342m 液柱(3) 液體表面張力的阻力h計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h由下式計(jì)算4 LLgd。20.67 10850.19 9.810.0050.0020m 液柱氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度為hp hc hl h 0.04680.03420.00200.083m 液柱氣體通過(guò)每層塔板的壓降為PpLghp850.19 9.81 0.083692.25Pa0.69kPa 0.7kPa （滿

29、足工藝要求）2.液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本案例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3. 液沫夾帶3.2UaHt hf式中：hf 2.5hL = X =3.2UaHt hf5.7 10 620.67 10 3 0.45 2.5 0.060.953.20.011kg液/kg氣 0.1kg液/kg氣（滿足要求）在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍中4. 漏液漏液點(diǎn)的氣速Uomuom 4.4C。0.00560.13hL h L/ V4.4 0.772 .0.0056 0.13 0.06 0.002 850.19/2.886.23m/s篩板的穩(wěn)定性系數(shù)k £旦2.041.5 （

30、不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量液漏）Uom 6.245. 液泛為防止降液管發(fā)生液泛，應(yīng)使降液管中的清液層高度 HdHt hw 苯一氯苯物系屬于一般物系，取©=Ht hw0.5 0.45 0.04810.25m而 Hd hphLhd板上不設(shè)進(jìn)口堰，則hd 0.153 0.153 0.001mlwh。1.12 0.0238Hd 0.0830.060.0010.144mHdHt hw成立，故不會(huì)產(chǎn)生液泛七塔板負(fù)荷性能圖1.液沫夾帶線（1）e 0.1kg液/kg氣為限，求Vs_Ls關(guān)系如下5.7 10 6e3.2式中：uaUaHt hf(7-1)VsATAf2.01Vs0.53Vs0.11256hf2.5hL

31、2.5 hw how2.5 0.04810.00284 E2/33600Lslw2.5 0.04810.002842/33600 Ls0.962/30.121.71LS將已知數(shù)據(jù)代入式（7-1）5.7 10 632 /320.67 100.5 0.12 1.71Ls0.53Vs3.20.1(7-2)Vs 4.52420.359 L?3在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依式（7-2 ）算出對(duì)應(yīng)的Vs值列于下表:表7-1Ls,m3/sVs, m3/s依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線（1）(7-3)2.液泛線（2） Hthwhphwhowhd2/32/33600Ls,3600Ll%w0.00284E0.002

32、8411 w0.960.6855L?322hc 0.051 UoV0.051 VsVCoLCo AoLVs22.880.051 0.772 0.142850.190.01438Vs2hhw how 0.57 0.0481 0.6855L；/30.02742 0.3907L；/30.002hphchi0.01438V；0.3907L?30.02942hd0.153Ls1 w ho°.153 贏Ls0.0298186.95 Ll0.5 0.45 0.04810.01438Vs20.6855LS/30.3907L?32186.95L；0.029420.0481(7-4)Vs211.9374

33、.84 L?313000.7 L；在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依式（7-4 ）算出對(duì)應(yīng)的Vs值列于下表:表7-2Ls, m3/sVs, m3/s依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線（2）3. 液相負(fù)荷上限線（3）LsHTAfs,max0.45 0.1125650.01m3/s(7-5)4. 漏液線（氣相負(fù)荷下限線）（4）0.00284E Lh /lw2/3漏液點(diǎn)氣速u(mài)om 4.4C。0.0056 0.13hL h L / V2 Lh mVs,min 4.4CcA% 0.0056 0.13 hw 0.00284E 嚴(yán) hVLwL/ V4.4 0.772 0.1420.00560.13 0.0481 0.00

34、284 123600Ls 30.960.002 850.19/2.88整理得：Vs2min 6.103L?30.59（7-6）在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依式（7-6）算出對(duì)應(yīng)的Vs值列于下表：表7-3Ls,m3/sVs,m3/s依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線（4）5. 液相負(fù)荷下限線（5）取平堰堰上液層高度how 0.006 m, E 1.00.00284E3600Ls,min0.00284 1 3600 Ls 0.0060.96Ls,min8.19 10 4m3/s(7-7)圖7-1精餾段篩板負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn) A,連接OA即作出操作線。由圖可看出，該篩板 的操作上線為液泛控制

35、，下限為漏液控制。由上圖查得3Vs,max=3 17m/s3Vs,mi n=0.65m /s故操作彈性為：仏業(yè)=V s, m in八設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強(qiáng)pm1、Pm2kPa163各段平均溫度tm1、t m2c平均流量氣相Vs1、VS2m /s1.030.55液相Ls1、LS2m3/s0.0014232.235 10 3實(shí)際塔板數(shù)N pl、N p2塊713板間距HTm塔徑D1、D2mm空塔氣速nu、2m/s0.9110.701塔板溢流形式-單溢流型單溢流型溢流 裝 置溢流管型式-平頂弓形溢流堰平頂弓形溢流堰堰長(zhǎng)1 wm堰咼h wm

36、0.06297m0.0528m底隙高度hom0.0144m/s0.0231m/s閥孔閥孔數(shù)目N個(gè)95105孑L徑Rm0.390.39閥孔氣速U01、 U 02m/s5.854m/s5.285m/s開(kāi)孔率-%10.03%11.09%單板壓強(qiáng)降-kPa氣相最大負(fù)荷Vmaxm /s氣相最小負(fù)荷Vmin3 t m /s0.42260.1926操作彈性-八附屬設(shè)備的的計(jì)算及選型（一）塔體總高度板式塔的塔高如圖 8-1 所示，塔體總高度（不包括裙座）由下式?jīng)Q定：H H D （Np 2 S） HT S HT' H F HB （8-1）式中Hd塔頂空間，mh b塔底空間，mh t塔板間距，mh t&#

37、39;開(kāi)有人孔的塔板間距，mH F 進(jìn)料段高度， m；n p實(shí)際塔板數(shù)；S 人孔數(shù)目（不包括塔頂空間和塔底空間的人孔） 。（二）塔頂空間 HD塔頂空間（見(jiàn)圖 8-1）指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距，通常取HD為（）Hr。若圖8-1塔高示意圖需要安裝除沫器時(shí)，要根據(jù)除沫器的安裝要求確定塔頂空間。（三）人孔數(shù)目人孔數(shù)目根據(jù)塔板安裝方便和物料的清洗程度而定。 對(duì)于處理不需要經(jīng)常清 洗的物料，可隔 810塊塔板設(shè)置一個(gè)人孔；對(duì)于易結(jié)垢、 結(jié)焦的物系需經(jīng)常清 洗，則每隔46塊塔板開(kāi)一個(gè)人孔。人孔直徑通常為 450m（本設(shè)計(jì)取600mr）i。板式塔總體結(jié)

38、構(gòu)簡(jiǎn)圖(四) 塔底空間HB塔底空間指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值視具體情況而定：當(dāng)進(jìn)料有15分鐘緩沖時(shí)間的容量時(shí)，塔底產(chǎn)品的停留時(shí)間可取35分鐘，否則需有1015分鐘的儲(chǔ)量，以保證塔底料液不致流空。塔底產(chǎn)品量大時(shí)，塔底容量可取小些，停留時(shí)間可取35分鐘；對(duì)易結(jié)焦的物料，停留時(shí)間應(yīng)短些，一般取 1分鐘精餾裝置的主要附屬設(shè)備包括蒸氣冷凝器、產(chǎn)品冷凝器、塔底再沸器、原料 預(yù)熱器、直接蒸汽鼓管、物料輸送管及泵等。前四種設(shè)備本質(zhì)上屬換熱器，并多 采用列管式換熱器，管線和泵屬輸送裝置。下面簡(jiǎn)要介紹。(五) 冷凝器按冷凝器與塔的位置，可分為：整體式、自流式和強(qiáng)制循環(huán)式。1. 整體式如圖8-2(a)和(b)

39、所示。將冷凝器與精餾塔作成一體。這種布局的優(yōu)點(diǎn)是上 升蒸汽壓降較小，蒸汽分布均勻，缺點(diǎn)是塔頂結(jié)構(gòu)復(fù)雜，不便維修，當(dāng)需用閥門(mén)、 流量計(jì)來(lái)調(diào)節(jié)時(shí)，需較大位差，須增大塔頂板與冷凝器間距離，導(dǎo)致塔體過(guò)高。該型式常用于減壓精餾或傳熱面較小場(chǎng)合(d圖 8-2 冷凝器的型式2. 自流式如圖8-2 (c)所示。將冷凝器裝在塔頂附近的臺(tái)架上，靠改變臺(tái)架的高度 來(lái)獲得回流和采出所需的位差。3. 強(qiáng)制循環(huán)式如圖8-2(d)、(e)所示。當(dāng)冷凝器換熱面過(guò)大時(shí)，裝在塔頂附近對(duì)造價(jià)和 維修都是不利的，故將冷凝器裝在離塔頂較遠(yuǎn)的低處，用泵向塔提供回流液。需指出的是，在一般情況下，冷凝器采用臥式，因?yàn)榕P式的冷凝液膜較薄， 故

40、對(duì)流傳熱系數(shù)較大，且臥式便于安裝和維修。4. 管殼式換熱器的設(shè)計(jì)與選型管殼式換熱器的設(shè)計(jì)與選型的核心是計(jì)算換熱器的傳熱面積， 進(jìn)而確定換熱 器的其它尺寸或選擇換熱器的型號(hào)。5. 流體流動(dòng)阻力(壓強(qiáng)降)的計(jì)算( 1)管程流動(dòng)阻力管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。對(duì)于多程換熱器，其阻力工 p等于 各程直管阻力、回彎阻力及進(jìn)、出口阻力之和。一般情況下進(jìn)、出口阻力可忽略 不計(jì)，故管程總阻力的計(jì)算式為pi ( p1 p2)Ft NsNp(8-2)式中： Pi>A R分別為直管及回彎管中因摩擦阻力引起的壓強(qiáng)降，Pa；Ft 結(jié)垢校正因數(shù)，對(duì)25mM 2.5mm的管子??；對(duì)19mm< 2mm的管子

41、 ?。籒 p管程數(shù)；N s串聯(lián)的殼程數(shù)。上式中直管壓強(qiáng)降A(chǔ) R可按第一章中介紹的公式計(jì)算；回彎管的壓強(qiáng)降A(chǔ) R(8-3)由下面的經(jīng)驗(yàn)公式估算，即P2 3(2)殼程流動(dòng)阻力殼程流動(dòng)阻力的計(jì)算公式很多，在此介紹埃索法計(jì)算殼程壓強(qiáng)降P0的公即PPP2Ff°n c(Nb 1)Nb(3.5 亍2u 022u 02(8-5)(8-4)式中 Pi'流體橫過(guò)管束的壓強(qiáng)降，Pa； R 流體通過(guò)折流板缺口的壓強(qiáng)降，Pa；Fs 殼程壓強(qiáng)降的結(jié)垢校正因數(shù)；液體可取，氣體可取。F=,對(duì)轉(zhuǎn)角式中：F 管子排列方法對(duì)壓強(qiáng)降的校正因數(shù)，對(duì)正三角形排列三角形為，正方形為；f 0 殼程流體的摩擦系數(shù)；Nc橫過(guò)管

42、束中心線的管子數(shù)；2值可由下式估算：管子按正三角形排列：nc 1.K n管子按正方形排列：nc 1.19齊式中：n 換熱器總管數(shù)。Nb折流擋板數(shù)；h折流擋板間距；u 0按殼程流通截面積 A計(jì)算的流速，m/s，而A=h(D-ncd°)6. 管殼式換熱器的選型和設(shè)計(jì)計(jì)算步驟(1) 計(jì)算并初選設(shè)備規(guī)格a.確定流體在換熱器中的流動(dòng)途徑b根據(jù)傳熱任務(wù)計(jì)算熱負(fù)荷Q。c 確定流體在換熱器兩端的溫度，選擇列管換熱器的形式；計(jì)算定性溫度， 并確定在定性溫度下的流體物性。d計(jì)算平均溫度差，并根據(jù)溫度差校正系數(shù)不應(yīng)小于的原則，決定殼程數(shù)。e.依據(jù)總傳熱系數(shù)的經(jīng)驗(yàn)值范圍，或按生產(chǎn)實(shí)際情況，選擇總傳熱系數(shù)K值

43、。f 由總傳熱速率方程 Q = KSA tm,初步計(jì)算出傳熱面積 S,并確定換熱器的 基本尺寸（如 D、L、n 及管子在管板上的排列等） ，或按系列標(biāo)準(zhǔn)選擇設(shè)備規(guī)格（2）計(jì)算管程、殼程壓強(qiáng)降根據(jù)初定的設(shè)備規(guī)格， 計(jì)算管程、殼程流體的流速和壓強(qiáng)降。檢查計(jì)算結(jié)果 是否合理或滿足工藝要求。若壓降不符合要求，要調(diào)整流速， 在確定管程數(shù)或折 流板間距，或選擇另一規(guī)格的換熱器，重新計(jì)算壓強(qiáng)降直至滿足要求為止。（3）核算總傳熱系數(shù)計(jì)算管程、殼程對(duì)流傳熱系數(shù)，確定污垢熱阻 RSi和FL,在計(jì)算總傳熱系數(shù) K，比較K的初設(shè)值和計(jì)算值，若 K /K=，則初選的換熱器合適。否則需另 設(shè)K值，重復(fù)以上計(jì)算步驟。7.

44、再沸器精餾塔底的再沸器可分為： 釜式再沸器、 熱虹吸式再沸器及強(qiáng)制循環(huán)再沸器。（1）釜式式再沸器如圖8-2 （a）和（b）所示。（a）是臥式再沸器，殼方為釜液沸騰，管內(nèi)可 以加熱蒸汽。 塔底液體進(jìn)入底液池中， 再進(jìn)入再沸器的管際空間被加熱而部分汽 化。蒸汽引到塔底最下一塊塔板的下面，部分液體則通過(guò)再沸器內(nèi)的垂直擋板， 作為塔底產(chǎn)物被引出。液體的采出口與垂直塔板之間的空間至少停留810 分鐘，以分離液體中的氣泡。為減少霧沫夾帶，再沸器上方應(yīng)有一分離空間，對(duì)于 小設(shè)備，管束上方至少有300mn高的分離空間，對(duì)于大設(shè)備，取再沸器殼徑為管 束直徑的倍。（b）是夾套式再沸器，液面上方必須留有蒸發(fā)空間，一

45、般液面維持在容積的 70%左右。夾套式再沸器，常用于傳熱面較小或間歇精餾中(2) 熱虹吸式再沸器如圖8-2 (c)、(d)、(e)所示。它是依靠釜內(nèi)部分汽化所產(chǎn)生的汽、液混 合物其密度小于塔底液體密度，由密度差產(chǎn)生靜壓差使液體自動(dòng)從塔底流入再沸 器，因此該種再沸器又稱自然循環(huán)再沸器。這種型式再沸器汽化率不大于40%否則傳熱不良。(3)強(qiáng)制循環(huán)再沸器如圖8-2中(f)所示。對(duì)于高粘度液體和熱敏性氣體，宜用泵強(qiáng)制循環(huán)式 再沸器，因流速大、停留時(shí)間短，便于控制和調(diào)節(jié)液體循環(huán)量。原料預(yù)熱器和產(chǎn)品冷卻器的型式不象塔頂冷凝器和塔底再沸器的制約條件 那樣多，可按傳熱原理計(jì)算。圖8-2 再沸器的型式8. 接管

46、直徑各接管直徑由流體速度及其流量，按連續(xù)性方程決定，即:式中：Vs流體體積流量，mm s ;u 流體流速，m/ s ;d 管子直徑，m(1)塔頂蒸氣出口管徑Dv蒸氣出口管中的允許氣速 UV應(yīng)不產(chǎn)生過(guò)大的壓降，其值可參照表 8-1表8-1蒸氣出口管中允許氣速參照表操作壓力(常壓)常壓1400-6000Pa>6000Pa蒸汽速度/m/s12 2030 5050 70(2)回流液管徑J冷凝器安裝在塔頂時(shí)，冷凝液靠重力回流，一般流速為0.5m/s，速度太大,則冷凝器的高度也相應(yīng)增加。用泵回流時(shí)，速度可取2.5m/s。(3) 進(jìn)料管徑dF料液由高位槽進(jìn)塔時(shí)，料液流速取 0.8m/s。由泵輸送時(shí)，流

47、速取為2.5 m/s。(4) 釜液排除管徑dw釜液流出的速度一般取1.0m/s。(5) 飽和水蒸氣管飽和水蒸氣壓力在295kPa(表壓)以下時(shí)，蒸氣在管中流速取為2040m/s；表壓在785 kPa以下時(shí)，流速取為 4060m/s；表壓在2950 kPa以上時(shí)，流速取為80m/s。9. 加熱蒸氣鼓泡管加熱蒸氣鼓泡管(又叫蒸氣噴出器)若精餾塔采用直接蒸氣加熱時(shí)，在塔釜 中要裝開(kāi)孔的蒸氣鼓泡管。使加熱蒸氣能均勻分布與釜液中。其結(jié)構(gòu)為一環(huán)式蒸 氣管，管子上適當(dāng)?shù)拈_(kāi)一些小孔。當(dāng)小孔直徑小時(shí)，汽泡分布的更均勻。但太小 不僅增加阻力損失，而且容易堵塞。其孔直徑一般為510mm孔距為孔徑的5 10倍。小孔總

48、面積為鼓泡管橫截面積的倍，管內(nèi)蒸氣速度為2025m/s。加熱蒸氣管距釜中液面的高度至少在 0.6m以上，以保證蒸氣與溶液有足夠的接觸時(shí) 間。10. 離心泵的選擇離心泵的選擇，一般可按下列的方法與步驟進(jìn)行：(1) 確定輸送系統(tǒng)的流量與壓頭液體的輸送量一般為生產(chǎn)任務(wù)所規(guī)定， 如果流量在一定范圍內(nèi)波動(dòng)，選泵時(shí) 應(yīng)按最大流量考慮。根據(jù)輸送系統(tǒng)管路的安排，用柏努利方程計(jì)算在最大流量下 管路所需的壓頭。(2) 選擇泵的類型與型號(hào)首先應(yīng)根據(jù)輸送液體的性質(zhì)和操作條件確定泵的類型，然后按已確定的流量 Q和壓頭He從泵的樣本或產(chǎn)品目錄中選出合適的型號(hào)。 顯然，選出的泵所提供的 流量和壓頭不見(jiàn)得與管路要求的流量 Q

49、和壓頭He完全相符，且考慮到操作條件 的變化和備有一定的裕量，所選泵的流量和壓頭可稍大一點(diǎn)，但在該條件下對(duì)應(yīng) 泵的效率應(yīng)比較高，即點(diǎn)(Q、He)坐標(biāo)位置應(yīng)靠在泵的高效率范圍所對(duì)應(yīng)的 H-Q 曲線下方。另外，泵的型號(hào)選出后，應(yīng)列出該泵的各種性能參數(shù)。(3) 核算泵的軸功率若輸送液體的密度大于水的密度時(shí)，可按 N 匯 kW核算泵的軸功率。102 '綜上，所設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于下表：篩板塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果序號(hào)項(xiàng)目數(shù)值1平均溫度t m,C842平均壓力Pm, kPa3氣相流量Vs, (m3/s)4液相流量Ls，(m3/s)5實(shí)際塔板數(shù)N176有效段高度Z，m7塔徑D, m8板間距HT，m9溢流形式單溢流10降液管形式平頂弓形11堰長(zhǎng)1 w， m12堰咼hw， m13板上液層咼度hL，m14堰上液層咼度how，m15降液管底隙高度ho, m16安定區(qū)寬度W, m17邊緣區(qū)寬度W, m18開(kāi)孔區(qū)面積Aa, m19篩孔直徑do，m20篩孔數(shù)目n722821孔中心距t，m22開(kāi)孔率©, %23空塔氣速u(mài)，m/s24篩孔氣速u(mài)o，m/s25穩(wěn)定系數(shù)K26每層塔板壓降 Pp, Pa69027負(fù)荷上限液泛控制28負(fù)荷下