左湘洲,分离苯-甲苯混合液浮阀精馏塔设计

1、湖南工学院课 程 设 计 书学 院：材料与化学工程学院专业班级：化工1202班学生姓名： 左湘洲学 号：1260340231指导教师：李昶红完成日期： 2015 年6月2日课程设计任务书14-15学年 第二 学期2015年6月2日专业化学工程 与工艺班级化工1202课程名称化工原理课程设计设计题目分离苯-甲苯混合液的浮阀精储塔指导教师李昶红老师起止时间2015.5.15-2015.6.2周数2周设计地点教室，宿舍设计目的：培养学生综合运用化工原理及先修课程的基本知识主行化工工艺设计的能力，及先修课程的基本知识进行化工工艺设计的能力，使学生掌握化工设计的基本程 序和方法，学生掌握化工设计的基本程

2、序和方法，得到一次化工设计的基本训练，设 计的基本训练，并应着重培养学生以下几方面的能力选用公式和搜集数据的能力。查 阅技术资料选用公式和搜集数据的能力。熟悉了解板式精储塔在生活生产中的应用， 掌握精储塔的基本原理。设计任务或主要技术指标：在一常压操作的连续精储塔内分离苯-甲苯混合液。已知原 料液的处理量为5T/a,组成为0.38 （苯的质量分率，以下同），要求塔顶储出液的组成 为0.95,塔底釜液（残叶）的组成为 0.02。设计条件：操作压力进料热状况回流比单板压降全塔效率建厂地址4kPa （塔顶 常压）自选自选<0.8kPaET=52%衡加设计进度与要求：12天：了解板式精储塔的基本

3、性能及设计精储塔的参数38天：查找资料，处理数据，初步确定板式塔类型910天：电子文档处理进行打印，装订1陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋编.化工原理（上、下册）M.第三版.化学工业 出版社，2006.2贾绍义，柴诚敬主编.化工原理课程设计M.天津：天津大学出版，2002.3李功祥，陈兰英，崔英德主编.常用化工单元设备设计M.广州：华南理工大学出版， 2003.4阮奇，叶长，黄诗煌.化工原理优化设计与解题指南M.北京：化学工业出版社，2001.5中近华，郝晓刚主编.化工原理课程设计M.北京：化学工业出版社，2009.6陆美娟，张浩勤（主编）朱士亮（主审）化工原理北京，化学工业出版社，2011.摘

4、要本设计任务为精馏塔分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏过程。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器冷凝，冷凝液在泡点温度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，所以在设计中把操作回流比取最小回流比的1.5 倍。 塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。目录1综述 11.1 苯-甲苯物性 11.2 塔设备概述 11.3 设计方案的原则 21.4 精储塔设计任务 31.5 精储塔设计方案的选定 32精储塔设计计算 52.1 精储塔的物料衡算 52.2 塔板数的确定 52.

5、3 精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算 82.4 精储塔的塔体工艺尺寸计算 122.5 塔板主要工艺尺寸的计算 153塔的流体力学校验 183.1 校核 183.2 负荷性能图计算 224精储塔工艺设计结果 304.1筛板塔板工艺设计结果 30表4-1设计计算结果汇总表 30参考文献 321综述1.1 苯-甲苯物性苯的沸点为80.1 C,熔点为5.5C,在常温下是一种无色、味甜、有芳香气 味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为 0.88g/ml。苯难溶于水；但苯是 一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。甲苯是最简单，最重要的芳姓化合物之一。在空气中，甲苯只能不

6、完全燃烧， 火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 C,沸点为111 C。甲苯带有一种特殊的芳香味， 在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0.866克/厘米3,对光有很强的折射作用。分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其 分离并分别进行回收和储存。板式精储塔、浮法塔都是常用的塔类型，可以根据 不同塔各自特点选择所需要的塔。1.2 塔设备概述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔 内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高； （3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳

7、定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简 单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。止匕外，还要求不易堵塞、 耐腐蚀等。板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、蛇形、 S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板、穿流式波纹板等。 工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。精储是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等 工业得到广泛应用。精储原理是将液体混合物部分气化，利用其中各组份挥发度 不同的特性，实现分离目的的单元操作。本次设计任务为设计一定处理量的分离苯和甲苯混合物精储塔。精储所进行的是气、液两相之间的传质，

8、为了满足工业生产和需要，塔设备 还得具备下列各种基本要求：(1)气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、 拦液或液泛等破坏操作的现象。(2)操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽卜液负荷有较大范围的变动时， 仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的 可靠性。(3)流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力 消耗，从而降低操作费用。(4)结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。(5)耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。(6)塔内的滞留量要小。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住 主要矛盾，进行

9、选型。化工原理课程设计是培养学生化工设计能力和计算机操作能力的重要教学 环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法，计算机绘图技术；学会通过手册查阅物质的物理性质、 化学性质；掌握各种结果的 校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可 行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。1.3 设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成 就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、 低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：(1)满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达

10、到任务规定的要求， 其次所 定的设计方案需要有一定的操作弹性， 各处流量应能在一定范围内进行调节， 必 要时传热量也可进行调整，再其次，要考虑必需装置的仪表 (如温度计、压强计， 流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从 而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。(2)满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。适当地利用塔顶、塔底的 废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。同样，回流比的大小 对操作费和设备费也有很大影响。(3)保证安全生产塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空， 都会使塔受 到破坏，因而需要安全装置。

11、本课程设计的主要内容是设计过程的物料衡算， 塔工艺计算，塔板结构设计 以及校核。1.4 精储塔设计任务在一常压操作的连续精储塔内分离苯-甲苯混合液。已知原料液的处理量为 4500kg/h,原料组成为0.38(苯的质量分率，以下同)，要求塔顶储出液的组成为 0.95,塔底釜液的组成为0.01。设计条件如下:操作压力进料热状态回流比单板压降全塔效率建厂地址塔顶常压4kPa自选自选0.8kPaET=52%衡加试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计1.5 精储塔设计方案的选定本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精储 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储

12、塔内。 塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点温度下一部分回流至塔内，其余部 分产品经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倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送 至储罐。2精微塔设计计算2.1 精储塔的物料衡算2.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量 M A =78 kg/kmol甲苯的摩尔质量 Mb =92 kg/kmolXf=0.4200.38/780.38/78 + 0.62/92Xd0.95/780.95/ 78+0.05/92=0.957Xw=0.0120.01/780.01/78 + 0.99/ 922

13、.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量Mf =0.420 78+(1-0.420) 92 = 86.120 kg/kmolMd =0.957 78+(1-0.957) 92=78.602kg/kmolMw =0.012 78+(1-0.012) 92=91.832 kg/kmol2.1.3 物料衡算原料处理量450086.120=53.657 (kmol/h)总物料衡算D+ W = 53.657苯物料衡算 0.957D+0.012W = 0.420 53.657D = 30.491 kmol / h 联立解得W = 23.166 kmol/h2.2 塔板数的确定2.2.1 理论板层数N

14、t的求取苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。由苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出苯-甲苯混气液平衡相图，如图 2.1 所示：1.0000.9000.8000.7000.6000.5000.4000.3000.2000.1000.00000.230 苯-0400气液韦衡相图 0.8001.000求最小回流比Rmin及操作回流比R采用作图法求最小回流比。在气液平衡相图2.1中对角线上，自点e (0.420,0.650)作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为yq = 0.650 , xq = 0.420故最小回流比为：Rmin = XD = 57-50=1.335 yq-xq

15、0.650-0.420取操作回流比为：R = 1.5Rmin =1.5 1.335 = 2.003求精储塔的气、液相负荷L = RD = 2.003 30.491=61.073 kmol/hV = (R +1)D = (2.003+1) 30.491= 91.564 kmol / hL = L+F = 61.073+53.657 =114.730kmol / hV = V =91.564 kmol/h精储段操作线方程为:y n+1-R-xn +-xD- xDR 1 R 1=0.667xn +0.319求操作线方程提储段操作线方程为：yn+1 = xn - 一WxD = 1.253xn-0.00

16、3L -W L -W0.650 (1 -0.420)0.420 (1 -0.650)相平衡方程为：xn=2，7xd = yi = 0.957y =0.917y3 =0.861y4 =0.791y5 =0.717y6 = 0.650y7 = 0.600y8 =0.460y9 -0.309y10 =0.184yu =0.098y12 =0.048y13 =0.021= 2.56x1 = 0.897x2 = 0.812x3 = 0.704x4 = 0.596x5 = 0.497x6 = 0.420x7 = 0.369x8 = 0.249x9 =0.149x10 = 0.081x11 = 0.041x

17、12 =0.019x13 = 0.008求解结果为：总理论板层数13,其中Nr精=7 , N1提二6 （包括再沸器），进料板位置N f = 7 。2.2.2 全塔效率的计算_,0.245ET =0.49 （即1）一查化学工程手册常用物质的物性和热力学数据得苯的沸点：352.3K ,甲苯沸点：383.8K 塔的平均温度 tm = 353.3 383.8 =368.550K苯的粘度系数:A = 545.64 B = 265.34甲苯的粘度系数:A = 467.33 B = 255.24粘度计算公式:平均粘度为:. A A .lgi = 山苯= 0.266 内甲苯=0.274 T B0.420 0.

18、266+0.580 0.274=0.271总板效率：Et =0.49 （fm1）q245 =0.49 （2.56 0.271）J.245 53.6%2.2.3实际板层数N的求取精储段实际板层数：N1精=7/0.52 = 13提储段实际板层数：Nt,提=6/0.52 =122.3精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.3.1 操作压力计算塔顶操彳压力 Pd = 101.325 kPa每层塔板压降 AP = 0.7kPa进料板压力 Pf =101.325 + 0.5 13= 107.825 kPa精微段平均压力Pm =101.325+107.825 =104.575 kPa塔釜压力 Pw =101

19、325 25 0.5 =113.825 kPa提储段平均压力pm-1g825 113.825 =110.825kPa2.3.2 操作温度计算因该精储塔操在常压下操作，并且两组分的物理化学性质，特别是两组分的化学结构比较接近，所以该混合物为完全理想体系。4湖南工学院化工原理课程设计依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，利用安托尼方程计算，计算结果如下：塔顶温度 tD = 80.39 C进料板温度 tF = 92.83 C塔釜温度tw =108.521 C精微段平均温度口=U = 80.39 92.83二86.61 c22108.521 92.830提储段平均温度 tm' =

20、=100.676 C22.3.3平均摩尔质量计算塔顶气、液混合物平均摩尔质量：由xD = y1 = 0.957 ,查汽液平衡曲线图2.1,得 X1 = 0.932MVDm = 0.957 78 + 0.043 92= 78.602 kg/kmolMLDm = 0.932 78 + 0.068 92=78.952 kg/kmol塔底气、液混合物平均摩尔质量：由 Xw =0.012 查平衡曲线，得yw = 0.074MVWm =78 0.074 92 0.926 -90.964kg / kmolMLWm =0.012 78 0.988 92 -91.823kg / kmol进料板气、液混合物平均摩

21、尔质量：由图解法求理论板图2.2,得 yF =0.650查气液平衡曲线图2.1,得xf =0.420。MvFm =0.650 78 + 0.350 92 = 82.900 kg/kmolMLFm = 0.420 78+0.580 92=86.120 kg/kmol精微段气、液混合物平均摩尔质量：MvmM VDm + M VFm278.602 82.900=80.751 kg / kmolMLmM LDm + M LFm278.952 86.120=82.536kg / kmol提储段气、液混合物平均摩尔质量：M VWm - M VFmMVm 二2MLWm MLFmIVI Lm =290.964

22、 82.900291.832 86.120=86.932kg /kmol=88.976kg /kmol2.3.4平均密度计算气相平均密度由理想气体状态方程计算，即_ PmMVmRm = _ RTm104.575 80.7513=2.823 kg /m 8.314 86.61+ 273.15. _ PmMVm* - RTm110.825 86.932= 3.100kg/m38.314 100.676 +273.15液相平均密度液相平均密度依下式计算，即1=W Wi/APm塔顶液相平均密度:tD = 80.39七，查有机液体相对密度共线图得3Pa = 812.5 g/ m ,3PB = 802.5

23、 kg / mLDm 二0.95/812.5 0.05/802.5=811.994kg /m3进料板液相平均密度：tF = 92.83七，查有机液体相对密度共线图得33也=800 kg /m , pB = 792.5 kg / m进料板液相的质量分数为0.420 78Wa =0.420 78 + 0.580 92=0.3803=795.333kg/m30.380/800+0.620/ 792.5精储段液相平均密度为fLm =pLDm + pLFm811.994 + 795.333= 803.664 kg/m3塔釜液相平均密度：3=108.521（查有机液体相对密度共线图得供=781.2kg/m

24、3, pb =781.0 kg/m3pLWm 二0.012/781.2 0.988 781.03=781.002kg /m提留段的平均密度为:fLmfLWm + PLFm781.002 795.3333=788.168 kg / m2.3.5液体平均表面张力液相平均表面张力依下式计算，即塔顶液相平均表面张力：tD = 80.39七，查有机液体表面张力共线图得:-3-3oa = 21.2 10 N/m , OB = 21.4 10 N /m-33 = 0.957 21.2 + 0.043 21.4 = 21.209 ( 10 N/m)进料板液相平均表面张力：tF = 92.83七，查有机液体表面

25、张力共线图得:-3-30A =19.8 10 N /m , OB = 20.2 10 N/m-3(rLFm= 0.420 19.8 + 0.580 20.2 = 20.032 ( 10 N/m)精储段液相平均表面张力为°Lm =dDm + LFm221.209 + 20.032=20.621( 10-3N/m)塔釜液相平均表面张力由3 =108.521。,查手册得336A =17.92 103 N/m ,/=18.68 103 N/m-3QLWm = 0.012 17.92 + 0.988 18.68 = 18.671( 10 N/m)提储段液相平均表面张力°LmLWm +

26、 LFm218.671 20.032=19.352( 10-3N/m)2.3.6液相平均粘度液相平均粘度依下式计算，即(jLDm = £ xiui塔顶液相平均粘度：tD = 80.39(，查液体粘度共线图得：以=0.300 mPa s,由=0.330 mPa s计算得： Dm = 0.957 x 0.300 + 0.043 x 0.330 = 0.301 mP s进料板液相平均粘度：tF = 92.83毛，查液体粘度共线图得:以=0.255 m Pa s,即=0.290 mPa s计算得：Fm = 0.420 工 0.255 + 0.580 父 0.290 = 0.275mPa s精

27、储段液相平均粘度为：Dm + 叱m 0.301+ 0.275 cccc c=gm_Fm_ = 0.288 mPa -s2 2塔釜液相平均粘度由 tm，= 108.521。，查手册得 匕二19.8 父10-3 N/m , &'= 24610-3 N/m-iwm = 0.012 19.8 + 0.988 24.0 = 23.950( 10-3 N/m)提储段液相平均粘度为LmV-%95-.2.4 精储塔的塔体工艺尺寸计算2.4.1 塔径的计算最大空塔气速和空塔气速最大空塔气速计算公式:u max = C精储段的气、液相体积流率为:VsVM vm3600 PVm91.564 80.7

28、513,=0.728m / s3600 2.823LsLM Lm3600 PLm61.037 82.536-33,=1.742 10 m /s3600 803.664提储段的气，液相体积流率为VMVm91.564 86.9323Vs =Vm- = 0.713m3/s3600 Km 3600 M 3.100Ls =LM53600 PLm_ 114.730 88.976 3600 788.168-33=3.598 10 m /s精储段塔径式中C由式C = C20（工m）0.2计算，其中的C20由史密斯关联图查取，图的横坐20标为：1.743 10，36000.728 3600803.664&quo

29、t;2 ( 2.823=0.040取板间距Ht = 0.45m ,板上液层高度hL = 0.05 m ,则HT-hL = 0.45-0.05 = 0.4 m由史密斯关联图查得C20 = 0.085=1.440 m/sC =u max取安全系数为0.6 ,则空塔气速为u = 0.6u max = 0.6 1.440 = 0.864 m / s塔径=1.036 mD= 4Vs=4 0.728丫 加 V3.140.864按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为 AT = - D2 = - 1.02 = 0.785 m2 44气体的实际气速：u =匕=£28 = 0.927m/sAT 0.7

30、85提储段塔径LS (&严= 3.598父 10八3600,(788.168严=0 080VS0.713x3600' 3.100 一 .取板间距H T = 0.45m,板上层液高度h L=0.07m则 H T-hL =0.38m ,查图得 C2o=0.08。又('=19.352(父 103N / m),0Lm 0219.352 02C = C20(-Lm) = 0.08 ()0.2 = 0.07952020u max=0.0795788.168-3.1003.100=1.265 m/s取安全系数为0.75,则空塔气速为u = 0.6umax = 0.6 1.265 =

31、0.759 m /s塔径D=1.094mif4V；= / 40.713Vu7 V3.14X0.759按标准塔径圆整后为D =1.1m塔截面积为 AT = - D 2 = - 1.12 = 0.950m2 44气体的实际气速：/= * ="13 = 0.751m /s AT 0.9502.4.2 精储塔有效高度的计算精储段有效高度为Z精=(N 精-1)HT = (13-1) x0.45= 5.4m提储段有效高度为Z提=(N 提-1)Ht = (12-1) 0.45 = 4.95 m在精储段、提储段各设一人孔，其高度均为 0.8 m故精储塔的有效高度为Z = (Z精 +Z提)+ 0.8

32、父2 = 5.4 + 4.95 + 0.82 = 11.95 m板式塔总塔高度按下式计算：H = (n - nF - np -1) HT nFHF npHP H d Hb H 1 H 2式中 H塔高，m;湖南工学院化工原理课程设计n 实际塔板数；nF进料板数；Hf进料板处板间距，m；np人孔数；Hb塔底空间高度，m；Hp设人孔出的板间距，m；Hd塔顶空间高度，m；H 1封头(Hj度，m;H 2裙座局度，mH =(25 -1 -2 -1) 0.45 0.5 2 0.6 1.8 0.45 1.0 0.48 2.5=1 5. 9m42.5 塔板主要工艺尺寸的计算2.5.1 溢流装置计算1 .精储段:

33、因塔径D =1.0 m ,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：堰长 lw 取lw = 0.66D = 0.66 黑 1.0= 0.66 m溢流堰高度hw由hw =儿- how ,堰上液层高度how由下式计算，即h ow2.841000E(2/3lw近似取E =1 ,则how2.8410002.84 1 (1.742 10-3 3600)2/310000.66=0.013m取板上清液层高度h l = 0.05 m湖南工学院化工原理课程设计hw = hL - how = 0.05-0.013 = 0.037m弓形降液管宽度Wd和截面积Af由乜=竺二。属 ,查弓形降液管的宽度与面积

34、图，得D 1Afwd匚=0.072 , d = 0.124ATD2Af = 0.072AT = 0.072 0.785 = 0.057 mwd = 0.124D = 0.124 m依下式验算液体在降液管中停留时间，即3600A f H T 3600 0.057 0.450=f=3= 14.724 s _ 5 sLs 1.742 103600故降液管设计合理。降液管底隙高度h。ho3600lwuoLs取降液管底隙的流速u'=0.09 m/s,则ho=Ls一 3600lwuo_ 3600 1.742 10 3600 0.66 0.09=0.029mhw-ho = 0.037-0.029 =

35、 0.008m > 0.006 m故降液管底隙高度设计合理。2 .提储段：(1)堰长lw'取 lw =0.66D'=0.66 1.1 =0.726m(2)溢流堰Hj度 hwMlhowF选用平直堰，土!上液层高度how =2.84 E，(上)2/3/1000l w3近似取 E'=1 ,则 h Ow = 2.84 x 1 x (3.598 - 10 父 3600)2/3 /io。=0.0i9m0.726取板上清液层高度 hi=50mm,故 hw = hi how = 0.050.019 = 0.031m(3)弓形降液宽度Wd和截面积Af由l= 0726=0.66 ,查

36、弓形降液管的宽度与面积图，得D 1.1Af= 0.072，世= 0.124ATD故 Af =0.072 AT =0.072 0.950 = 0.068m2Wd =1.1 0.124 = 0.136m依下式验算液体在降液管中停留时间，即昨 360f = 3600 0.068 0.45 = 8.505s . 5 sLs3.598 103600故降液管设计合理一、一、一，、, LJ - (4)降液管底隙图度hO =取uO=0.20m/s3600lwUo则 ho = 3.598 103600 a。248m3600 0.726 0.10hw-ho = 0.031- 0.0248 = 0.0062m &g

37、t; 0.006 m故降液管底隙高度设计合理。2.5.2塔板布置取边缘区宽度 Wc=0.06m,破沫区宽度 Ws=0.07m。开孔区面积A a按下式计算，即Aa = 2(x、, r2 -x224x+ arcsin )180rD1x=-(Wd+Ws)=-(0.124 +0.07) = 0.306m22其中，D1 八r = Wc = - 0.06 = 0.440m222故 Aa = 2 (0.306 . 0.4402 -0.3062 +冗 0.4420.30620 arcsin) = 0.524 m18000.44本例所处理的物系无腐蚀，可选用 6=3mm碳钢板，去筛孔直径d0=5mm ,筛孔按正

38、三角形排列，取孔中心距t=3d°=15mm,筛孔数目n为Aa0 524.n=1.1551.=1.155M2 =2690 个t0.0152开孔率为=0.907 5 t=0.907 0005 =10.1%气孔通过阀孔的气速为u0= Vs = 0.728=13.756m/sA0 0.101 0.5243塔的流体力学校验3.1 校核3.1.1 精微段塔板压降干板阻力hc计算干板阻力hc由hc = 0.051父（曳）2父（皿）计算c0PLmd 5，一. ,一一一，一匹=5 = 1.67,由干板孔系数图查得，co =0.772S 3故 hc = 0.051 （叫了（） = 0.057m 0.77

39、2803.664气体通过液层的阻力hl计算气体通过液层的阻力hl由式hl = Sl计算Vs0.728ua = 1.000m/sAt -Af 0.785-0.057Fo= ua /pv7 = 0.86172823=1.680 kg1/2/(s m1/2)由充气系数B和动能因子Fo间的关系图，得B=0.61故 hl = SL = 0.61X0.05 = 0.031m 液柱液体表面张力的阻力h。计算液体表面张力所产生的阻力八。由式八。=±计算，即PLm gdo4 aLm4父20.621父10-3C“c 力什(T=0.002m 孤柱 fLmgdo803.664 9.81 0.005气体通过每

40、层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即 php = hc + hl + h ff= 0.057 + 0.031+ 0.002 = 0.090m 液柱气体通过每层塔板的压降为Pp = hp PLmg = 0.090 M803.664 父9.81 = 709.555Pa < 0.8kPa (设计允许值)3.1.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大， 故可忽略液 面落差的影响。3.1.3 液沫夹带5 7父10-6 ' U 3.2 勺 液沫夹带量由式ev = 52.J°计算，其中hf=2.5hL即5.7 101.00032e = ev3-() . =

41、 0.010 kg */kg 气 <0.1 kg */kg 气20.621 10- 0.45- 0.125故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内3.1.4漏液对筛板塔，漏液点气速U0,min可由下式计算,分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精储塔工艺设计湖南工学院化工原理课程设计U0,min =4.4Co、(0.0056+0.13hL -h)工m / %u0,min = 4.4 x 0.772/(0.0056+ 0.13x 0.05- 0.002) x803.664/ 2.823 =5.760 m/s 实际孔速 U0 = 13.756 m/s > u0,min稳定系数为K =，=史当=2.

42、388 >1.5U0,min 5.760故在本设计中无明显漏液。3.1.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式的关系，即Hd m(Ht + hw)苯-甲苯物系属一般物系，取4 = 0.5,则(H T + hw) = 0.5 (0.45 + 0.037) = 0.244 m而 Hd = hp +h L +h d板上不设进口堰，hd可由式hd =0.153(u；)2计算，即3Ls 9. 91.742 109八 、.hd = 0.153()2 = 0.153(uO)2 = 0.153x()2 = 1.267 父10 3 m 孤柱lwh。0.66 0.029Hd = 0.090

43、+ 0.05+1.267 父10-3 = 0.141 m < 0.244m 液柱Hd三(HT + hw)，故在本设计中不会发生液泛现象。提储段塔板压降干板阻力hC计算Co干板阻力hC由hC=0.051父(沙)2 "逊)计算PLmd 5常=>”由干板孔系数图查得=0.77213.756 23.100故 hc = 0.051 ()() = 0.064m0.772788.168气体通过液层的阻力h；计算湖南工学院化工原理课程设计气体通过液层的阻力h；由式h：=0hL计算Vs0.713Ua = 0.808m/sAt -A；0.950-0.068Fo = ua=0.808、. 3.

44、100 = 1.423 kg1/2 / （s m1/2）由充气系数6和动能因子Fo'间的关系图，得B'=0.64故 hl'二 犯=0.64 m 0.05= 0.032m 液柱液体表面张力的阻力h；计算液体表面张力所产生的阻力八：由式八。=42计算，即PLm gdoh；=4 dm4 19.352 10-3 =0.002m 液柱工mgdo788.168 9.81 0.005气体通过每层塔板的液柱高度h；可按下式计算，即h； = hC + h；+ h = 0.064 + 0.032 +0.002 = 0.098m 液柱气体通过每层塔板的压降为AP；= h； /mg = 0.0

45、98 父788.168 父9.81 = 757.729 Pa< 0.8kPa （设计允许值）液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。液沫夹带-6 （322液沫夹带量由式eV =且手计算，其中。<HT-h；）hf =2.5hL =2.5M0.05 = 0.125m 即=5.430 父10-3 kg液 / kg气 < 0.1 kg液 / kg气ev = 5.7 10 3 （竺08产19.352 10- 0.45-0.125故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内漏液对筛板塔，漏液点气速U0,min可由下式计算，U0,min =4.4C

46、。. (0.0056+0.13hi-h)dm/ %u0,min = 4.4m0.772J(0.0056+0.13S032-0.002)父788.168/3.100 = 4.771 m/s实际孔速 u0 = 13.756 m/s > u0,min稳定系数为 K = = 1356 = 2.883 >1.5 U0,min 4.771故在本设计中无明显漏液。液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式的关系，即Hd M(Ht+ hw)苯-甲苯物系属一般物系，取 农= 0.5,则(Ht + hw ) = 0.5 (0.45 + 0.031) = 0.241 m而 Hd = hp+ h

47、L + hd板上不设进口堰，hd可由式hd =0.153(u；)2计算，即Ls. 23.598 104 2-3 什什hd = 0.153() = 0.153(uO) =0.153") = 6.01310 m 放柱l wh 00.726 0.025Hd = 0.098 +0.05+ 6.013黑10-3 = 0.154m < 0.241m 液柱Hd E帅HT +hW),故在本设计中不会发生液泛现象3.2负荷性能图计算精储段3.2.1 漏液线由 u0,min = 4.4CoJ(0.0056+0.13hl-h。工m/ Rm ,山m访二”,A ohL = hw +how , how2.

48、841000L s 2/3 覆.E()行:lw2.84 L。,Vs,min = 4.4CoAo -0.0056 + 0.13 Xhw + -E(T±)2/3- h dm / PVm1000LwVs,min = 4.4 M0.772 M0.101 M0.524.2.84 ,3600Ls、2/3、,0.0056 +0.13m0.037 +x() - 0.002 M803.664 / 2.82310000.66整理得 Vs,min = 0.180j2.394+32.568Ls2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表3-1。表 3-1 LsVs值Ls/(m3/

49、s)0.00060.00150.0030.0045Vs/(m3/s)0.2920.3020.3150.326由上表数据即可作出漏液线。3.2.2液沫夹带线ev = 0.1 kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:5.7 10-6 /ev=(UaQmHt - hf)3.2由UaVsAt -Af 0.785-0.057= 1.374 Vshf =2.5(hw +how),2.843600Ls,2/32/3how =(s)= 0.880Ls2/310000.66hf = 0.093+2.200Ls2/3HT-hf = 0.357-2.200Ls2/35.7 10-6 , ev=(ua5.7 106

50、1.374Vs3.2CmHt - hf20.621 10-3 0.357-2.200Ls2/3Vs = 1.638-10.090Ls2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表3-2。表 3-2 LsVs值Ls/(m3/s)0.00060.00150.0030.0045Vs/(m3/s)1.5661.5061.4281.363由上表数据即可作出液沫夹带线。3.2.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how = 0.006m作为最小液体负荷标准。由下式得2.843600LS 2/3how =E(s)2/3 = 0.00610000.66取E =1 ,则,0.00

51、6 1000、3/2 z 0.66-4 3,Lsmin =()()=5.630 10 m /ss,2.843600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。3.2.4 液相负荷上限线以9= 4s作为液体在降液管中停留时间的下限处=0.057 0.45 = 6.413 d m3/s据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线。3.2.5 液泛线令 Hd=®(HT+hw), Hd = hp +h l +h d , hp = hc + hi + hhi = Ml,仇=+小亚得0=0.62联立得 如T +即1 )w 书+ 1 )hw + h + h0+ h忽略h。，将how与Ls, Hd

52、与Ls, hc与Vs的关系式代人上式，并整理得aVs2 = b-cL s-dL2/34,0.051OVm2其中：a =2() , b =出丁 + ( » 0-1)h w , c = 0.153/ (lwho)(A aCo)PLm-33600 2/3d = 2.84 叼0 E(1+ B)()1 w0.051 / %、/A - 、2()(A oco)dm0.0512.8232 ()(0.101 0.524 0.772)2 803.664= 0.1072c = 0.153/ (Iwh。)20.153(0.66 0.029)2= 417.645d = 2.84m10-3E(1+ 班3600lw)2/3= 2.84 10-3 (0.62+1)(3600)K66)2/3=1.426b=(|Ht +()- B-1)hw =0.5x0.45+(0.5-0.62-1) x0.037= 0.184整理，得 V： = 1.720-3903.224L2s-13.327L2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表3-3根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图 3.1所示图3.1塔板负荷性能图表 3-3 LsVs值Ls/(m3/s)0.00060.00150.0030.0045Vs/(m3/s)1.6241.5371.4081.278由