苯-甲苯精馏塔课程设计

1、标准文档课程设计任务书、课题名称甲苯混合体系分离过程设计:、课题条件（原始数据）1、设计方案的选定原料：苯、甲苯年处理量：108000t原料组成（甲苯的质量分率）：0.5塔顶产品组成：xD 99%塔底产品组成：Xw；2%2、操作条件操作压力：常压进料热状态：泡点进料冷却水：20加热蒸汽：0.2 MPa塔顶为全凝器，中间泡点进料，连续精储3、设备型式：筛板塔三、设计内容1、概述2、设计方案的选择及流程说明3、塔板的计算（板式塔）4、主要设备工艺尺寸设计板式塔：（1）塔径及提储段塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定5、辅助设备选型与计

2、算（泵、塔顶冷凝器和塔釜再沸器）6、设计结果汇总7、工艺流程图设计内容摘要：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 工等工业中得到广泛的应用。本设计的题目是苯一甲苯二元物系板式精储塔的 设计。在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计内容包括精储塔工艺设计计 算，塔辅助设备设计计算，精储工艺过程流程图，精储塔设备结构图，设计说 明书。关键词：板式塔；苯-甲苯；工艺计算；结构图一、 简介塔设备是炼油、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。板式塔内设置一定数 目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，

3、气液相组成呈 阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体 自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质 热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。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、导 向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板， 如穿流式筛板（栅

4、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。苯的沸点为80.1 C,熔点为5.5 C,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 ,但其分子质量比 水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；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（与苯的气味类似），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

5、3,对光有很强的折射作用（折射率：1,4961 ）。甲苯 几乎不溶于水（0,52 g/l），但可以和二硫化碳，酒精，乙醴以任意比例混溶， 在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为 0,6 mPa s,也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40.940 kJ/kg，闪点为4 C,燃点为535 C。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。筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、 鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡

6、沫层（或喷射的液滴群）。筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价 低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板 效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理 粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作 弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益 增多，所以在本设计中设计该种塔型。二、设计方案的确定2.1 操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精储装置的流程、各种设备的结构型式和某些 操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔 顶蒸

7、汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1.1 操作压力蒸储操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据 所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如， 采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将 导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态 的物料，则应在加压下进行蒸储。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气 压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能 力。有时应用加压蒸储的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时 的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸

8、汽冷凝，从而减少蒸储的能量消耗。2.1.2 进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际 的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中， 这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。止匕外，在 泡点进料时，精储段与提储段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。2.1.3 加热方式蒸储釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直 接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀 释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度 应较低，因而塔板数稍有增加。采用直接蒸汽加热时，

9、加热蒸汽的压力要高于 釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于苯-甲苯溶液，一般采用1.12.0KPa （表压）。2.2 确定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：2.2.1 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到任务规定的要求，而且 质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定， 从而需要采取相应的措施。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

10、行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要 的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作 指标时，也应考虑到生产上的可能波动。 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。2.2.2 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。如前所述在蒸储过程中如能适当地利用塔顶、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。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也 影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有

11、影响。同样，回流比的 大小对操作费和设备费也有很大影响。2.2.3 保证安全生产例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，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。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第 一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只 要求作一般的考虑。三、塔体计算3.1 设计方案的确定本设计采用连续精储流程，饱和液体进料。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝, 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。 该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比

12、取最小回流比的 倍。塔釜采用饱和蒸汽间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。3.2 精储塔的物料衡算3.2.1 原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率进料量：F=108000t/年=15000kg/h苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量MA=78Kg/molMB=92Kg/mol0.5/780.5/78 0.5/92=0.54120.99/780.99/78 0.01/92=0.99150.02/780.02/78 0.98/92= 0.0235实用文案3.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF =0.541 78 (1 -0.541) 92 = 84.426Kg / kmolMd=0.9915MW =0

13、.0235 78 (1 -0.0235) 92 =91.67Kg/kmol3.2.3 物料衡算原料处理量F = 15000 =177.67kmol/h84.426总物料衡算F=D+W =177.67kmol/hF.Xf = D.Xd + W.Xw解得：D=94.9839Kmol/hW=82.6861Kmol/h四、塔板计算4.1 塔板数的确定4.1.1 理论板数NT的求取(1)相对挥发度的求取苯的沸点为80.1 C,甲苯的沸点为110.8 Clg Pa =6.0311211lg Pb =6.080 -t 220.81345t 219.5当温度为80.1 C时1211lg Pa =6.031 .

14、 =2.006480.1 220.81345lg Pb =6.080 =1.59068180.1 219.5解得：Pa =101.4846KPa , Pb =38.9656KPa当温度为110.8 C时lg Pa =6.0311211110.8 220.8=2.379lg Pb =6.0801345110.8 219.5= 2.00 7 9解得：Pa =239.3316KPa ， Pb =101.8357KPa=239.3316/101.8357=2.35:=,=瓦= 2.6045 2.35 =2.4537最小回流比的求取由于是饱和液体进料，有q=1, q线为一垂直线，故Xp=Xf =0.54

15、1,根据相平衡方程有yP二 Xp1(： - 1)XP2.4537X- 1 1.4537X最小回流比为Rmin1 I X D :工1 - X D ：- -1 |XF - 1 -XF= 1.23回流比为最小回流比的2倍，即R=2Rmin=2.46精储塔的气、液相负荷L = RD = 2.46 94.9839 = 233.66Kmol /hV =(1 R)D =(1 2.46) 94.9839 = 328.644Kmol / h=V W =328.644 82.6861 = 411.33Kmol / hV'=V =328.644Kmol /h(4)操作线方程精微段操作线方程yn 1XnR 1

16、_xD_R 12.46 xn 0.9915 = 0.711x 0.2872.46 13.46提储段操作线方程ym 1 二L qFL qF -Wxm - -Wxw- 二 1.251xm - 0.005 L qF -W两操作线交点横坐标为Xf =(R 1)XF (q-1)XD =0.541理论板计算过程如下相平衡y1 =xD =0.987 t x1 =0.9794相平衡V2 =0.9834t X2 =0.9603相平衡一V3 =0.9697 t X3 =0.9288相平衡V4 =0.9474= t X4 =0.8801一 相平衡y5 =0.9217 t x5 =0.80996V6 =0.8624

17、- t X6 =0.7195V7 =0.7988 - t X7 =0.6176y8 =0.7261 t X8 =0.5193<XfV9相平衡= 0.6447Xg=0.4251y10 =0.5268x10 =0.3121y11 =0.3855 t x11 =0.2036y12 =0.2497一以t x12 =0.1194相平衡y13 =0.1444一 山t x13 =0.0644相平衡y14 =0.0755一 "t X14 =0.0322相平衡y15 =0.0353X15 =0.0147 : Xw总理论板数为15 （包括蒸储釜），精储段理论板数为7,第8块板为进料板4.1.2 实

18、际板数的求取取全塔效率为0.52 ,则有N精=7/0.52 = 13.46 定 14N 提=6/0.52=11.54 12总板数为24 (包括蒸储釜)，精储段板数为14,提储段板数为124.2 提溜段的计算4.2.1 精储塔的提储段工艺条件(1)操作压力的计算设每层塔板压降已知则(2)操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度， 其中苯、甲苯的饱和蒸汽有安托尼方程计算，计算结果如下:lg Pa = 6.031lg Pb =6.0801211t 220.81345t 219.5试差得到的Pa、Pb代入到计算得到的结果如下:塔顶温度：tD =105.3 C塔釜温度tw =136

19、.4 C进料板温度tF =116.2 C提储段平均温度tm =(136.4 116.2)/2=126.3 C(3)平均摩尔质量计算塔釜平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，丫化=0.0353 , X15 = 0.0147MVWm =0.0147 78.11 (1 -0.0147) 92.13 = 91.79Kg / kmolMLWm =0.0353 78.11 (1 -0.0353) 92.13 = 91.5Kg/kmol % =0.5193, y8 =0.7261MVFm =0.7261 78.11 (1 -0.7261) 92.13 = 81.8346Kg / kmolMLFm =0.

20、5193 78.11 (1 -0.5193) 92.13 = 84.7298Kg/kmol由理论板的计算过程可知，提储段的平均摩尔质量为：M Lm= (91.79 84.7298)/2 = 88.26Kg/kmolM Vm- (91.5 81.8346)/2 = 86.67Kg / kmol(4)平均密度计算气相平均密度计算 由理想气体状态方程式计算，即pm M Vm"RTm：Vm精微段气相平均密度:提储段气相平均密度:液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即：pmMVm =5.288Kg/m3 RTmpmMVm -5.288Kg/m3 RTm塔顶液相平均密度的计算：Lm由tD

21、 =80.5C ,查液体在不同温度下的密度表得:7 A =815Kg/m3PB = 810kg/m310.9659 0.0341=十:LDm 815810:LDm = 814.83kg/m3塔釜液相平均密度的计算。由tw =136.4七，查液体在不同温度下的密度表得:：A = 0.725g/m3:B = 0.7339g/cm3 = 733.9kg/m310.0235 0.9765:Lwm = 0.7328g/cm3 = 732.8kg/m3=十 :Lwm 0.725 0.7339进料板液相平均密度的计算。由tF =116.2。，查液体在不同温度下的密度表得：_33_310.5410.459=+

22、：LFm0.752 0.7540A -0.752g/m3： B -0.7549g/cm3 = 754.9kg/m33_ _ _3:LFm = 0.7529g/cm = 752.9kg/m 提储段的平均密度为：-3:Lm =（： Lwm ： LFm ）/2 = 742.85Kg / m精储段的平均密度为：7vm =（：LDm）/2 = 783.87 Kg / m3(5)液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即：n二 Lm = " xi 二 ii 1进料板液相平均表面张力的计算。由tF =116.20，查液体表面张力共线图得：0 A =17.1mN/m 二 B =17.8mN

23、/m LJ二 LFm -17.42mN/m塔釜液液相平均表面张力的计算。由tW=136.4,查液体表面张力共线图得：二 A =14.6mN/m 二 B =15.5mN/mAB二 LWm =0.0147 14.6 (1 -0.0147) 15.5 = 15.487mN/m提储段平均表面张力为：二 Lm u (17.42 15.487)/2 =16.454mN/m(6)液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算，即：lgLm ="Xlg )塔釜液相平均黏度的计算:由tw=136.4C ,查气体黏度共线图得:a =0.191mPa sb =0.211mPa slgLDm =0.0147 lg0

24、.191 1-0.0147 lg0.211LWm =0.211mPa s提储段液相平均黏度的计算:由tF =116.2。，查气体黏度共线图得:A =0.221Pa sB =0.251mPa slg -km =0.541 lg0.221 1 -0.541 lg0.251%m =0.234mPa s提储段液相平均黏度为：Lm =(0.234 0.221)/2 =0.223mPa s4.2.2塔径的计算(1)最大气速精储段的气、液相体积流率为:VMvm3600 ：lm328.644 86.67 一2 3 ,=1.496m /s3600 5.288LM Lm411.33 88.26330.0136m

25、/s = 48.96m /h3600 PLm3600 742.85设HT = 0.45mhL -0.09mLhVh02"，.(为=0.08''丁。.2 =0.077< 20 )：L S0.0136 3600742.85 S-) 2=(-)()2 =0.106入 1.496 36005.288查筛板塔汽液负荷因子曲线图得C20 = 0.08c :L-：V cm 742.85 -5.288u max = C. - 0.0770.909m/smax - 二V.5.288则空塔气速为:u -0.75 Umax -0.7 0.909-0.6815m/s取安全系数为0.75

26、,4Vs二 u4 1.4961.672m3.14 0.6815塔径D =1.7mD =按标准塔径圆整后为塔截面积为：:L 2_2_ 2_2AT =D =0.785 1.7 =2.269m =2.27m44.2.3. 塔板主要工艺尺寸的计算(1)溢流堰工艺尺寸的计算因塔径D =1.7m ,液体流量为48.96m3/h。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 =0.7D =0.7 1.7 = 1.19m溢流堰高度hw由how = h_ 一 how ,选用平直堰oVl2.5L w48.962.51.19-31.69lw/D =0.7,-=31.69 一由LW和lw/

27、D =0.7查表得液流收缩系数E=1.051堰上液层高度how由下式计算，即：1000 lw口一2.8448.96 23则 how1.051 () 3 = 0.0355m10001.19故 儿=儿 -1 =0.09-0.0355 =0.0545m弓形降液管宽度Wd和截面积Af :由l%=0.7,查弓形降液管参数图得:Af0.09ATWd D =0.15则：Af =0.09x2.269= 0.2043m2 , Wd =0.15父 1.7 = 0.255m验算液体在降液管中停留时间，即:AH0.2043 0.45 巾” oLs0.0136=6.76s 3s故降液管设计合理。降液管底隙的流速u0=0

28、.25m/s,则:u Ls 0.0136h0 = = = 0.0428 mlwu'00.25 1.19则hw- h0 = 0.0545 - 0.0428 = 0.0117m 0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受7盘，深度h'w = 50mm。(2)塔板布置塔板的分块。因D >800mm,故塔板采用分块式。查塔板块数表得塔板分为4块。边缘区宽度确定:取WS =W's=0.08m , Wc= 0.06m开孔区面积计算。开孔区面积 Aa计算为:22 二 2 . J XAa = 2(x , r - x r sin )其中180 rx =D 2 -(Wd Ws)

29、 =1.7/2 -(0.255 0.08) = 0.515mD 2 -Wc =1.7/2 -0.06 -0.79m223 1421 0 5152Aa =2 (0.5150.79 -0.5150.79 sin ) = 1.503m1800.79筛孔计算及其排列。由于苯和甲苯没有腐蚀性，可选用 6= 3mm碳钢板，取筛孔直径do = 5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：t =3d。=3 5 =15mm筛孔数目n为：1.155Aa 1.1551.503 7715一t2-0.0152-开孔率为：Aod0 20.005 2='=0.907 (-0)2 = 0.907 (-)2 = 10.1

30、%Aat0.015气体通过筛孔的气速为：Vs 1.496 u0 =9.877m/sA00.101 1.5034.2.4. 筛板的流体力学验算(1)塔板压降 干板阻力hg计算。干板阻力由下式计算: 由d0/6=5j3=1.67,查筛板塔汽液负荷因子曲线图得 C。=0.772,1Pv/u°'215.288(9.877)2八”力什故 hg = 1 !=父父 =0.0594m 液柱g 2gPlIC°J2M9.81742.85<0.772J 气体通过液层的阻力hl计算。气体通过液层的阻力hL由下式计算，即% "hLVsAt -Af1.4962.27 -0.20

31、43= 0.724m/sF0 =Ua，, ：vm =0.724 .5.288 = 1.665kg12/(s m12)查充气系数关联图得B=0.58。故 h1 =PhL = 0.58 m 0.09 = 0.0522 m液柱 0 液体表面张力的阻力h。计算。液体表面张力所产生的阻力h。由下式计算，即：3h 一 = 4- = 4 16.454 10 = 0.00181m 液柱：Lgd0742.85 9.81 0.005气体通过每层塔板的液柱高度hp按下式计算：hp = hg hi =0.0594 0.0522 = 0.1116m# 柱 g气体通过每层塔板的压降为：Pp =hp ：Lg =0.1116

32、 742.85 9.81 = 813.27Pa ：二 0.9Kpa(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)溢流液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高H d应服从下式所表示的关系，即：Hd M (Ht hw)而 Hd = hp，hd塔板不设进口堰则 2hd =0.153 "=0.153 % 2 =0.153 0.252 = 0.00956mlw.h0Hd =0.1116 0.09 0.00956= 0.21116m苯一甲苯物系属一般物系，取 4=0.5,则：(Ht hw)=0.5 (0.45 0.0545) = 0.252m液

33、柱 Hd所以设计中不会发生液泛现象(4)液沫夹带液沫夹带按下式计算：5.7父10" uaoL HT2.5hL33.2= 0.0146Kg液/ Kg气5.7x10 (0.724M I16.454<0.45-2.5x0.09 )<0.1Kg 液 / Kg气 故液沫夹带量eV在允许的范围内(5)漏液对筛板塔，漏液点气速U0.min可由以下公式计算:U0.min = 4.4C。0.00560.13hL二h7X /二V= 4.4 0.772 .,(0.0056 0.13 0.06 -0.0021) 803.03/2.93 = 5.011m/s实际气速 u0 = 9.877m/s&g

34、t;u0.min稳定系数为 K=u0/u0.min =9.877/5.011 =1.97>1.5故在本设计中无明显漏液。4.2.5. 精储段塔板负荷性能图(1)漏液线由 u0.min = 4.4C。.0.00560.13(1一how)h二L /何'-0 min-Vs min / A0 ,hL=hw+how,Ao =QAhow2.841000E化：<lw )rP2 2.843600L； Tr742.85=4.4 M0.772 X0.101 父1.503父0.0056 +0.13 X 10.0545 +父1.051 工s 1-0.00181卜父V1000(1.19 )5.288

35、Vs0-4.4C0Ao0.0056 0.13hL_、23ME七I32.84w 1000=0.516 1.545 11.407LS23在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出V；值，计算结果列于下表表4-1漏液线计算结果Ls/(m3/s) 0.01360.020.0350.045Vs/(m3/s)0.7640.7970.8580.892由上表数据即可作出漏液线1(2)液沫夹带线以巳=0.1kg液/kg气为限，求VJ LS关系如下：5.7 106 , ev 二(Ua,VsVsa =s =s =0.484VsAT -Af2.27 -0.204333600 Ls 2/3.2/3how =2.84 1

36、01.051 (s)=0.746Ls1.19hf =2.57=2.5(hw how) =0.136 1.561Ls2/32/3HT -hf =0.314 -1.561Ls5.7 101ev 二(16.4540.484Vs0.484Vs0.314 -1.561Ls2/3)3.2 -0.1= 5.870.314 -1.561LS SVs =3.81 -18.946 Ls2/3在操作范围内，任取几个L；值，依上式计算出V；值，计算结果列于下表表4-2液沫夹带线计算结果.3.一 一一一一一一一一Ls/(m /s)0.01360.020.0350.045Vs/(m3/s)2.732.4141.7831.

37、413由上表数据即可作出液沫夹带线 2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：how =2.84 10、1.051 (3600 Ls)2/3 =0.0061.19Ls,min = 0.000942m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3液相负荷上限线以日=4s作为液体在降液管中停留时间的下限AT H t=4故 Ls,maxAf .Ht40.2043 0.45= 0.02298m7 s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4(5)液泛线令 Hd = (Ht hw)由 Hd = hp hihd = hg hl h；- hdhi.hl =

38、 hh. = hwhow联立解得Ht (，-1)hw = ( ； 1)儿卬也 h二hd忽略ho将how与Ls, hd与Ls, hc与VS的关系式代入上式，并整理得:222/3a'Vs2 =b'-c'Ls2 -d'Ls式中a'=2g.瓦Cu<Pl J 2 M 9.81120.101 1.503 0.7725 5.288、尸 0.0264<742.85 )c,= 0.1532(lwh。)2b'= ht(； -1)hw =0.5 0.45 (0.5-0.58-1) 0.0545 = 0.166= 0.1532 =58.98(1.19 0.0

39、428)2.2/32/3二R 3600二3600、d' = 2.84M10 mEm(1 + P)m =2.84灯0 x 1.051 x (1+0.58) x , j =0.9865,Uw J11.19，将有关的数据代入整理，得 0.0264Vs2 = 0.166-58.98L； -0.9865Ls2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出V；值，计算结果列于下表表4-3液泛线计算表Ls /(m3/s)0.01360.020.0350.045Vs/(m3/s)0.09890.0698-0.0118-0.0782由上表即可作出液泛线图一：Ls （"方米每秒）图一提储段负荷性

40、能图由上图可看出,该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得:Vs,min = 0.664Vs,max= 3.628 m3/s故操作弹性为:Vs,max/ Vs,min =5.463所设计提储段筛板的主要结果汇总于下表表4-7提储段筛板塔设计计算结果厅P项目数值1234567891011121314151617181920平均温度tm /幻平均压力pm / kPa气相流里Vs/(m / s)液相流里Ls/(m /s)塔的肩效高度Z/m塔径/m板间距溢流形式降液管形式堰长/m堰 rH/m板上液层局度/m堰上液层图度/m降液管底隙高度/m开孔区间积/ m2筛孔直径/m筛孔数目孔中心距/m

41、开扎率/%空塔气数/(m/s)126.3198.151.4960.01365.21.70.45单溢流弓形1.190.05450.090.03550.04281.5030.00577150.01510.10.90921筛孔气速/(m/s)9.87722稳定系数1.9723单板压降/kPa0.924负荷上限液泛控制25负荷卜限漏液控制26液沫夹带量/ kg液/ kg气0.014627气相负荷上限/ m3/s0.0229828气相负荷卜限/ m3/s0.00094229操作弹性5.463五、塔附件设计5.1附件的计算 5.1.1接管(1)进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料

42、管。本设计采用直管进料管。F=108t/h=15000Kg/h ,二752.9Kg/ m3则体积流量 Vf = - = 15000 = 19.923m3 / h ：F 752.9取管内流速u =1.6m/s则管径d =4VF / 3600; 二 u4 19.923/36003.14 1.6=0.06638m = 66.38mm取进料管规格 68X3则管内径d=62mm进料管实际流速u =4Vf4 19.923223600 d23600 3.14 0.0622=1.834m/s(2)回流管采用直管回流管，回流管的回流量:D = 94.9839kmol/h = 0.0264kmol/s塔顶液相平均

43、摩尔质量M = 78.119kg/kmol,1 X ADX BD：LA塔顶温度t=105.3查表得:-3- la =1.014g/m-3lb = 1.021g / cm：DL -1.0141g/m3 -1014.3kg/m3平均密度一3:=1014.3kg/m则液体流量V3.D =(D m)/： =(94.9839 78.119)/1014.3 = 7.324m /h取管内流速Uf =1.6m/s则回流管直径d _ 4Vd/36004 7.324/36000.040246 m = 40.25mm3.14 1.6可取回流管规格42X2.5则管内直径d=37mm回流管内实际流速4Vd4 7.324

44、223600 d23600 3.14 0.0372=1.893m/s(3)塔顶蒸汽接管xA =0.9794xB =0.9915MVDm =78 0.9794 92(1 -0.9794) -78.29kg/kmolMLDm =78 0.9915 92 (1 -0.9915) = 78.12kg / kmol塔顶蒸汽密度PV顶m M VDMR(to 273)215.25 78.298.314 (105.3 273)=5.358kg/m3塔顶汽相平均摩尔质量M = 78.12kg / kmol则蒸汽的体积流量：Vv =VM328.644 78.125.358=4791.65kg / h取管内蒸汽流速

45、u =30m/s4Vv / 36004 4791.65/36003.14 30=0.23774 m = 237.74mm可取回流管规格245X6.5 则实际管径d=232mm塔顶蒸汽接管实际流速 24 4791.65u=4 Vv/3600 d22=31.5m/s3600 3.14 0.2322(4)釜液排出管3塔底 W=82.6861kmol/h 平均密度 7 7 732.8 kg / m平均摩尔质量M = 91.79kg/kmol体积流量：VwWMP82.6861 91.79732.83=10.357m /h取管内流速u = 0.6m/ s4Vw- 3600 - u4 10.357= 0.07815m = 78.15mm.3600 3.14 0.6可取回流管规格83X3.5 则实际管径d=76mm塔顶蒸汽接管实际流速:2u=4 Vw/3600 d24 5.27_2 3600 3.14 0.0762=0.796m/s(5)塔釜进气管V' =328.644kmol/h相平均摩尔质量 M = 91.5kg/kmol塔釜蒸汽密度：V釜=7mMRT193.65 91.58.314 136.4 273)=5.2