化工原理课程设计苯-氯苯分离精馏塔——浮阀塔设计

1、标准文案课程设计说明书课程设计名称化工原理课程设计课程设计题目 苯-氯苯混合液浮阀式精微塔设计姓名学号专业班级指导教师提交日期大全化工原理课程设计任务书（一）设计题目苯-氯苯连续精储塔的设计（二）设计任务及操作条件设计任务（1）原料液中含氯苯35% （质量）。（2）塔顶储出液中含氯苯不得高于2%（质量）。（3）年产纯度为99.8 %的氯苯吨41000吨操作条件（1）塔顶压强4KPa俵压）,单板压降小于0.7KPa。（2） 进料热状态 自选。（3） 回流比 R= （1.1-3 ） Rin。（4） 塔底加热蒸汽压强506 KPa（表压）设备型式F1型浮阀塔设备工作日：每年330天，每天24小时连续

2、运行。（三）设计内容1）.设计说明书的内容1）精储塔的物料衡算；2）塔板数的确定；3）精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4）精储塔的塔体工艺尺寸计算；5）塔板主要工艺尺寸的计算；6）塔板的流体力学验算；7）塔板负荷性能图；8）对设计过程的评述和有关问题的讨论。9）辅助设备的设计与选型2.设计图纸要求：1）绘制工艺流程图2）绘制精储塔装置图（四）参考资料1 .物性数据的计算与图表2 .化工工艺设计手册3 .化工过程及设备设计4 .化学工程手册5 .化工原理苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据温度，七8090100110120130140PDX0J33-1kPa苯760102513501760225

3、028402900氯苯148205293400543719760其他物性数据可查有关手册。目录前言61 .设计方案的思考 62 .设计方案的特点 63 .工艺流程的确定 6,设备工艺条件的计算 81 .设计方案的确定及工艺流程的说明 82 .全塔的物料衡算 82.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 82.2 平均摩尔质量 82.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率 83 .塔板数的确定 93.1 理论塔板数NT的求取 93.2 确定操作的回流比R 103.3 求理论塔板数 113.4 全塔效率ET 123.5 实际塔板数N p （近似取两段效率相同） 134 .操作工艺条件及相关物性数据的计算 13

4、4.1 平均压强pm 134.2 平均温度tm 144.3 平均分子量M m 144.4 平均密度即 154.5 液体的平均表面张力丽 164.6 液体的平均粘度生,m 174.7 气液相体积流量 186主要设备工艺尺寸设计 196.1塔径 197塔板工艺结构尺寸的设计与计算 207.1 溢流装置 207.2 塔板布置 23塔板流的体力学计算 251塔板压降 252液泛计算 273雾沫夹带的计算 284塔板负荷卜能图 304.1 雾沫夹带上限线 304.2 液泛线 314.3 液相负荷上限线 324.4 气体负荷下限线（漏液线） 334.5 液相负荷下限线 33三板式塔的结构与附属设备 351

5、塔顶空间 352塔底空间 363人孔数目 364塔高 36浮阀塔总体设备结构简图： 375接管 385.1 进料管 385.2 回流管 385.3 塔顶蒸汽接管 395.4 釜液排出管 395.5 塔釜进气管 406法兰 407筒体与封头 417.1 筒体 417.2 封头 417.3 裙座 418附属设备设计 418.1 泵的计算及选型 418.2 冷凝器 428.3 再沸器 43四计算结果总汇44五结束语45六符号说明：45、乙 刖百1 .设计方案的思考通体由不锈钢制造，塔节规格25100mm高度0.51.5m,每段塔节可 设置12个进料口/测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标

6、产 品。整个精储塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷 凝器、回流比控制器、产品储罐等。塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通 过采用釜液温度或灵敏板进行控制， 塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全 阀。为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温300c 范围内任意设定。同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节内的温度、塔釜 液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液 位、进料量等参数均可以数字显示。2 .设计方案的特点浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小（因气体水平吹出之故），塔板 效率较高，生产能力较大。浮阀塔应用广泛

7、，对液体负荷变化敏感，不适宜处理 易聚合或者含有固体悬浮物的物料，浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却 时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，便于设计和对比，而且更可靠。浮阀塔更适合，塔径不是很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。3 .工艺流程的确定原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精储塔F1型浮阀塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流 液，其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相 流，塔釜残液送至废热锅炉。以下是浮阀精储塔工艺简图进料V A符微器Vn 塔顶产品 （或冷凝为漏出液）、金:一二二. .：.二匚

8、二三-）回潦罐XLn加热水蒸汽再沸器T-冷摄水_塔底产品L' H1或残渣）一.设备工艺条件的计算1.设计方案的确定及工艺流程的说明本设计任务为分离苯-氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精 储过程。设计中采用泡点进料（q=1）,将原料液通过预热器加热至泡点后送入精 储塔内。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2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后 送至储罐。2.全塔的物料衡算2.1料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为 78

9、.11 kg/kmol和112.61kg/kmolXf65/78.1165/78.11 35/112.61= 0.728xD98/78.1198/78.11 2/112.61= 0.986xw0.2/78.110.2/78.11 99.8/112.61-0.002882.2平均摩尔质量MF =78.11 X0.728+(1 0.728) M112.61 = 87.50kg/km olM d =78.11 0.986 1 -0.986 112.61 = 78.59kg/kmolMw =78.11 0.002881 -0.00288 112.61 = 112.5kg/kmol2.3料液及塔顶底产品

10、的摩尔流率依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有：W = 41000000kg/（330 父 24h） = 5176.77kg/h ,全塔物料衡算：釜液处理量W = 5176.77 二 46.02kmol / h112.5总物料衡算F = D W苯物料衡算0.728F -0.986D 0.00288W联立解得D =129.34kmol/hF=175.36kmol/h3 .塔板数的确定3.1 理论塔板数Nt的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M-T法）求取Nt ,步骤 如下：1 .根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取x y依据x =0- Pb ）/（Pa

11、- Pb）, y = pAx/p-将所得计算结果列表如下：表3-1相关数据计算温度/ C8090100110120130140Pi本760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710相对 挥发 度a Poc=中5.13513554.6075094.44.1436463.949933.815789本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对 xy平衡关系的影

12、响完全 可以忽略。平均相对挥发度d = 4.436,则，汽液平衡方程为：.x4.436xy =1 (： -1)x1 3.436x3.2 确定操作的回流比Ryx将表3-1中数据作图得x y曲线。图3-1苯一氯苯yM合液的x-y图在xy图上，因 q=1,查得 ye =0.926,而 xe = xF =0.728, Xd = 0.986。故有:Xd - ye 0.986 - 0.926ye -xe0.926 -0.728= 0.303考虑到精储段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2.485 倍，即：R =2.485Rm =2.485X0.303 =0.753求精储塔的汽、液相负荷

13、=RD =0.753 129.34 =97.39kmol/h=(R 1)D =(0.753 1) 129.34 =226.77 kmol/h =L F =97.39 175.36 =272.75 kmol/hV =V =226.77 kmol/h3.3 求理论塔板数精微段操作线：y = -R- x - 也=0.430x - 0.568 R 1 R 1提储段操作线：y' = jx'-WXw = 1.203x ; 0.000584提储段操作线为过(0.00288,0.00288刑(0.737,0.881 )两点的直线。采用图解法求理论板层数，在x-y图上作平衡曲线和对角线，并依上述

14、方法作精储段操作线和提镭段。从Xd =(0.986,0.986)开始，在精储段操作线与平衡线之间绘由水平线和铅垂线构成的梯级。当梯级跨过两操作线交点d(0.737,0.890)时，则改在提镭段与平衡线之间绘梯级，直至梯级的铅垂线达到或越过点xW =(0.002888,0.00288)为止。用Excel作图，各梯级的坐标如下：表3-2 相关数据计算精储段提镭段x0.986 0.94344 0.943440.8730630.8730630.7627760.7627760.628830.628830.4005070.4005070.1719810.1719810.0538910.0538910.01

15、35890.0135890.003068y0.9860.9860.96771840.96771840.9374880.9374880.89011420.89011420.75587430.75587430.48120130.48120130.20628480.20628480.06422180.06422180.01573840.01573840.0030680.0030813x<0.00288 0.0024730.010878图3-2 苯-氯苯物系精微分离理论塔板数的图解按上法图解得到：总理论板层数Nt =9块(包括再沸器)加料板位置NF =43.4 全塔效率ET选用Et =0.17-

16、0.6161 0glm公式计算。该式适用于液相粘度为0.071.4mPa - s的姓类物系，式中的 即为全塔平均温度下以进料组成表示的平 均粘度。查图一，由xd =0.986 xw =0.00288查得塔顶及塔釜温度分别为：tD =80.43 C tw=138.48 C,全塔平均温度tm=( tD +tW )/2=(80.43+138.48)/2=109.5C根据表3-4表3-4苯-氯苯温度粘度关系表温度C20406080100120140苯粘度mPa-s0.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184氯苯粘度mPa- s0.750.560.440.350.280.240

17、.利用差值法求得：aA =0.24mPa .s, % =0.261mPa s。m =aXfb1-Xf =0.24 0.728 0.26 1 -0.728 = 0.25ET =0.17 0.61610gm =0.17 0.61610g 0.25 = 0.533.5 实际塔板数Np （近似取两段效率相同）精微段：Np1 =3/0.53 = 5.66块，取 Np1 二6块 pp提储段：N =7/0.53=13.21 块，取 Np2 =14块 pp总塔板数Np =Np1 + Np2 =20块 p pp4 .操作工艺条件及相关物性数据的计算4.1 平均压强pm取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：pD

18、 =101.3 4 =105.3kPa加料板：pF = 105.3 0.7 6 = 109.5kPa塔底：pW =109.5 0.7 14 =119.3kPa精储段平均压强 p = 105.3 109.5 /2 =107.4kPa 提镭段平均压强 p = 109.5 119.3 /2 =114.4kPa4.2平均温度%利用表3-1数据，由拉格朗日差值法可得塔顶温度80 -90 .七旦，tD . 80.43c1 0.6770.986 1加料板80 -90 _ tF -801 -0.677 - 0.737 -1tF = 88.14 C塔底温度130140=tW-30 , tw =138.48C0.

19、019 -00.00288 -0.019精微段平均温度Tm =(80.43 +88.14 /2 = 84.29 C提镭段平均温度Tm = 138.48 88.14 / 2 = 113.3C4.3平均分子量M m精储段：Tm =84.29 C液相组成:90 -8084.29 -80一 , 0.677 -1 x1 -1x1 = 0.861气相组成:90 -800.913 -184.29 -80y1 -1'y1 =0.963所以 ML =78.11 0.861 112.61 1 -0.861 = 82.91kg / kmolMV =78.11 0.963 112.61 1 - 0.963 =

20、 79.39kg/kmol提镭段：Tm =113.3 C液相组成:X2 -0.219110 -120_ 113.3-110一 ,0.265 -0.0127 X2 -0.265气相组成:110 -1200.614-0.376113.3 -110y2 -0.614y2 =0.535所以 Ml'=78.11 0.219 112.61 1 - 0.219 = 105.5kg/kmolMv' =78.11 0.535 112.61 1 - 0.535 = 94.15kg/kmol4.4平均密度的4.4.1液相平均密度生m温度，(C)8090100110120130140p苯8178057

21、93782770757745氯苯1039102810181008997985975表4-1组分的液相密度p (kg/m3)纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 ：pA =912 1.187t 推荐：pA =912.131.1886t氯苯： pb =11271.111t 推荐：pb =1124.4 -1.0657t式中的t为温度，C塔顶：Pld,a = 912.13 -1.1886t = 912.13 -1.1886M 80.43 = 816.5kg/m3PLD,B = 1124.4 -1.0657t = 1124.4 -1.0657 父 80.43 = 1038.7kg/m31aAaB0.9

22、80.02=+ = +=:LD,m:LD,A:LD ,B816.5 1038.7:LD,m =820.0kg/m3进料板：Plf,a =912.13-1.1886t =912.13-1.1886 M 88.14 =807.4kg/m3PLF,B =1124.4-1.0657t =1124.4-1.0657 M 88.14 = 1030.5kg/m31 aAaB _ 0.660.34二一二一赤 1030.5 :?LF,m =871.6kg/m3塔底： lw,a =912.13-1.1886t =912.13-1.1886 113.3 = 777.5kg/m31124.4-1.0657t =112

23、4.4-1.0657 113.3 = 1003.7kg/m3LW , B1 aA aB 0.0020.99837 =BLW m = 1003.1 kg/m：-LW,m ：LW,A ：LW,B 777.51003.7,精微段:：l £820.0 871.6 /2 =845.8kg/m3提镭段:：L'= 871.6 1003.1 /2 =937.4kg/m34.4.2汽相平均密度w,m精储段：“pmMV,mRTm107.4 79.393二 2.87kg/m8.314 273 84.29提镭段：二巴RTm114.4 94.153= 3.35kg/m8.314273 113.34.5

24、液体的平均表面张力0m温度8085110115120131(T A苯21.220.617.316.816.315.3(T B氯苯26.125.722.722.221.620.4表5-1组分的表面张力（T液体平均表面张力依下式计算，即; Lm = '、xi 二 i塔顶液相平均表面张力的计算由tD =80.43C ,用内插法得80 -8580.43-80一 ,21.2 -20.6 仃D,A -21.2=21.15N/mD, A80 -85_ 80.43-8026.1 -25.7 二D,B -26.1仃 D,B =26.07mN/m二 LDm =0.986 21.15 0.014 26.07

25、 = 21.22mN/m进料板液相平均表面张力的计算由tD =88.14C ,用内插法得85 -11088.14 -8520.6 -17.3 二F,A -20.6% A =20.19N/m85 -110 _ 88.14 -8525.7 -22.70F,B -25.7% B =25.32mN/mLFm =0.737 20.19 0.263 25.32 =21.54mN/m塔底液相平均表面张力的计算 由tw =113.3C ,用内插法得110 -11517.3 -16.8113.3 -110二W,A - 17.3W,A= 16.97N/mcWB =22.37mN/m110 -115113.3-11

26、022.7 -22.2 二w,b -22.7 二 Lwm =0.00288 16.97 0.99712 22.37 = 22.35mN/m精储段液相平均表面张力为二 L =(21.22 21.54)/2 = 21.38mN/m提镭段液相平均表面张力为二 l=(22.5 21.54)/2 =22.02mN/m4.6 液体的平均粘度住户表三 不同温度下苯一氯苯的粘度温度t, c6080100120140苯 mPas0.3810.3080.2550.2150.184氯苯mPas0.5150.4280.3630.3130.274液相平均粘度可用lg »Lm = £ X lg 表示4

27、.6.1 塔顶液相平均粘度,a =0.307mPa *s100 -80_ 80.43 -800.255 -0.308 匕-0.308 '100 -800.363 -0.42880.43 -80% -0.428 'B = 0.427"D,m =0.308mPa'slg NLD,m = 0.986 Mg 0.307 +(1 0.986) Mg 0.426 ,4.6.2 进料板液相平均粘度100 -800.255 -0.30888.14 -80 A -0.308A =0.286mPa *s100 -800.363 -0.42888.14 -80 B -0.428B

28、=0.402mPa *slg %F,m =0.737xlg0.286 +(1 0.737) xlg 0.402 , RLF,m =0.313mPa,s4.6.3 塔底液相平均粘度A =0.228mPa *sB = 0.332mPa *s100 -120113.3 -1000.255 -0.215 -A -0.255100 -120_ 113.3 -1000.363 -0.313 -B -0.363 lgF,m = 0.00288 Mlg 0.228 +(1 0.00288) xlg 0.332, RLF ,m = 0.332mPa s4.7 气液相体积流量 精微段:汽相体积流量汽相体积流量液相

29、体积流量Ls液相体积流量Lh提镭段:汽相体积流量汽相体积流量液相体积流量VMV,m226.77 79.393,二 1.742m3/s3600 %,m3600 M 2.87= 1.742m3/s = 6271.2m3/h4 : 93.39 82.91 : 0.00254m3/s3600pL,m3600 M 845.8= 0.0024m3/s =9.15m3/hVM 226." 94.15 =1.770m3/s3600pV,m3600 M 3.35Vh' =1.770m3/s = 6372m 3/hLs =LML,m = 272.75 1055 = 0.00853m3/s3600

30、 ：W,m3600 937.4放相体积流量 Lh =0.00853m3/s =30.7m3/h6主要设备工艺尺寸设计6.1塔径精福段：初选塔板间距HT = 450mm及板上液层高度hL =60mm ,则:Ht - hL =0.45 -0.06 =0.39m按Smith法求取允许的空塔气速umax （即泛点气速uf）-50.50.0024/845.8 ；、1.742 人2.87 J= 0.0237查Smith通用关联图得C20 = 0.085yf21 38、负荷因子 C=C20 =0.085 士138=0.086<20J< 20 J泛点气速：Umax = C >=:：= 0.0

31、86. 845.8 - 2.87 /2.87取安全系数为0.7 ,则空塔气速为u =0.7umax =1.03m/s精微段的塔径D = . 4Vs 厂u = 4 1.742/(3.14 1.03) = 1.47m按标准塔径圆整取D =1.6m提镭段：1.47 m/s初选塔板间距Ht = 450mm及板上液层高度hL =60mm ,则:Ht -hL =0.6 -0.06 -0.39m按Smith法求取允许的空塔气速Umax （即泛点气速uf）05 支 Vs'、Ls'0.50.00853 丫937.4 ;< 1.770 人 3.35 )= 0.08061查Smith通用关联图

32、得C20 = 0.0820.0200 3 O.iJ 肌腌 6 qg。，*Q,加I),料 (Lg。,和 1,00史密斯关蜃国_ ( 020.2负荷因子 C =C201=0.082 22.02 =0.084120 J< 20 J泛点气速：Umax'=C.：L'K /：/ =0.084. 937.4 -3.35 /3.35 =1.4026m/s取安全系数为0.7,则空塔气速为u' = 0.7umax =0.98m/s精微段的塔径 D'= * 4Vs'/二u = 4 1.770/(3.14 0.98) = 1.52m按标准塔径圆整取D =1.6m7塔板工艺

33、结构尺寸的设计与计算7.1 溢流装置因塔径为1.6m,所以采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液 盘，且不设进口内堰。7.1.1 溢流堰长（出口堰长）lw取 lw =0.8D =0.8 1.6 =1.28.m精储段堰上溢流强度Lh/lw =8.64/1.28 = 6.75m3/(m -h )< 100 130m3/(m 'h ),满足强度要求。> I 八一 I > »_>、，、. TI、-1O .一O .提镭段堰上溢流强度Lh /lw =30.8/1.28 = 23.43m3/ m h ：二 100130m3/ m h ,满足强度要求。7.

34、1.2 出口堰高hw2/3对平直堰 how = 0.00284E Lh/lw精储段：由lw/D =0.8及Lh/l：5 =8.64/1.282.5 =4.45 ,查化工原理课程设计图5-5于是：how =0.00284 父1 m(8.64/1.28)2/3 =0.014m>0.006m (满足要求)hw =hL -how =0.06 -0.0104 =0.0496m验证：0.05-h°w <hw <0.1-h0w (设计合理)提镭段：由lw/D =0.8及，Lh/lw2.5 =30.6/1.282.5 = 16.51查化工原理课程设计图5-5得E=1 ,于是：how

35、' = 0.00284x1x(30.8/1.28 2/3 = 0.0237m > 0.006m (满足要求)hw'二7 how= 0.06 -0.0237 = 0.0363m验证：0.05-how <% <0.1-how （设计合理）7.1.3 降液管的宽度Wd和降液管的面积Af由lw/D=0.8 ,查化工原理课程设计 P112图 5-7 得Wd /D =0.21, Af / At =0.14 ,即：222Wd= 0.336m, AT =-D2 = 2.0096m2, Af= 0.281m2。4D液体在降液管内的停留时间精微段：7 =AfHT /Ls =0.3

36、0父0.45/0.00240 = 56.25s> 5s （满足要求）提镭段：f'=AfHT/Ls' =0.30父0.45/0.00856 = 15.77a5s （满足要求）7.1.4 降液管的底隙高度ho精储段：取液体通过降液管底隙的流速u； =0.07m/s,则有：h0 = 工 =0.0024 = 0.0268m （ ho不宜小于0.020.025m ,本结果满足要 IwUo1.28 0.07求）hw -h0 =0.0496 0.0268 = 0.0228m > 0.006m 故合理提镭段：取液体通过降液管底隙的流速u； =0.25m/s,则有：%'= 上

37、=0.00856 =0.0268m(几不宜小于0.020.025m,本结果满足要 IwUo 1.28 0.25求)hw'/0' = 0.0364 -0.0268 = 0.0096m a 0.006m 故合理选用凹形受7盘，深度 鼠=50mm7.2 塔板布置7.2.1 塔板的分块故塔板采用分块式，塔板分本设计塔径为 D = 1.6m = 1600mm > 1200mm,为4块。7.2.2 边缘区宽度确定取 Ws =0.08m Wc = 0.05m7.2.3 开孔区面积计算Aa =2 (x、r2 -x2+1802 .X、 r sin 一)其中：x =D -(Wd Ws)=r1

38、6 - (0.336 0.08) = 0.384mD 1.6r = Wc =-0.05 -0.75m22,223.14 0.7520.3842故 Aa =2 0.384,0.75 -0.384sin ()=1.10m1800.757.2.4 浮阀数计算及其排列精储段：预先选取阀孔动能因子Fo =12，由Fo=Uo J可可求阀孔气速u：,-12u0 = 7.08m/ s.：v 2.87VsN 二s2d° Uo41.742F-1型浮阀的孔径为39mm故每层塔板上浮阀个数为207二2一 (0.039)2 7.08浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心t = 75mm.A.1 10

39、则排间距 t' = 4 = -1.10 = 0.071t N 0.075 207考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因而排间距不宜采用0.071m,而应小一点，故取 t'=65mm,按t =75mm, t' = 65mm以等腰三角叉排方式作图得阀孔数 N =206,Vs1.742实际孔速u0 =2 =7 7 7.08m/ s0.785Nd02206 0.785 (0.039)2阀孔动能因数为Fo =u。'耳'=7.082.87 =11.99所以阀孔动能因子变化不大，仍在 914的合理范围内，故此阀孔实排数适用9 =

40、A01A =N(电)2 -206 (0.039)2 0.1224 D1.6此开孔率在5%15范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。提镭段: 预先选取阀孔动能因子 =12 ,由Fo=Uo；Pv可求阀孔气速u0一 ' F12即 Uo =，=6.56m/s:v,3.35F-1型浮阀的孔径为39mm故每层塔板上浮阀个数为Vs2Uo1.770二 2Z (0.039)2 6.65223浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心t = 75mmA 一1 10则排间距t'=二匚=0.066t N 0.075 223考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分鼓 泡区

41、面积，因而排间距不宜采用0.066m,而应小一点，故取 t'=65mm,按t=75mm, t' = 65mm以等腰三角叉排方式作图得阀孔数 N = 206标准文案 '实际孔速u°' = _Vs2 =1.7702 =7.19m/s0.785Nd02206 0.785 (0.039)2阀孔动能因数为F0 =u0'下v,' =7.19 . 3.35 =13.15所以阀孔动能因子变化不大，仍在 914的合理范围内，故此阀孔实排数适用=A0/AT = N(比)2 = 206 (0039)2 = 0.1224D1.6此开孔率在5%15范围内，符合要

42、求。所以这样开孔是合理的。阀孔排列二 塔板流的体力学计算1塔板压降精储段(1)计算干板静压头降hc由式Uc可计算临界阀孔气速U,即v vUoc j.825'731 H82；731 = 5.89m/sV Pv2.87大全标准文案2 0chc' = 5.34c_ 2(5.42)2 9.83.35937.4=0.029mUo 至U°c,可用hc =5.34 "算干板静压头降，即2 g(5.89)22.87hc =5.34 - = 0.014m2 9.8845.8(2)计算塔板上含气液层静压头降hf由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数君0=0.5,已

43、知板上液层高度hL =0.06,所以依式hl = %hLhl =0.5 0.06 = 0.03m(3)计算液体表面张力所造成的静压头降 h.由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不 计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降 hp为h = hc hl h_0.014 0.03 = 0.044m p c lPp = hp1 ；-L1g = 0.044 845.8 9.8 =364.7Pa提镭段：(1)计算干板静压头降hc由式Uc =-82；胆可计算临界阀孔气速Uoc, t p 'v VUoc'T，1.8俱m/sUeJ2U0 >U0c',可用hc

44、=5.34MUM/算干板静压头降，即 2 g L,(2)计算塔板上含气液层静压头降hf由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数% =0.5,已知板上液层高度hL =0.06,所以依式hl = %hLhl, = 0.5 0.06 = 0.03m 计算液体表面张力所造成的静压头降h仃由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降hp为hp' = hc' hi' h=0.029 0.03 = 0.059m p：Pp'=hp2 ：L2g =0.059 937.4 9.8 =542.0Pa2液泛计算式

45、Hd =hphdh精储段(1)计算气相通过一层塔板的静压头降hP前已计算hp = 0.044m p液体通过降液管的静压头降hd因不设进口堰，所以可用式大全式中 Ls = 0.00254m3/s,lw = 1.28m,h0 =0.0268m s2hd =0.153=0.000839m, 0.00254、.128 父 0.0268) (3)板上液层高度：hL = 0.06m 则 Hd1 =0.044 0.000839 0.06 =0.1048m为了防止液泛，按式： Hd E中(Ht +hw),取安全系数 中=0.5 ,选定板间距Ht =0.45, hw -0.0496m(HT hw) =0.5 (

46、0.45 0.0496) -0.250m从而可知Hd =0.1048m 中(Ht +1) =0.250m ,符合防止液泛的要求(4)液体在降液管内停留时间校核应保证液体早降液管内的停留时间大于35 s,才能使得液体所夹带气体释出本设计AMLs0.281 0.450.00254=49.78s 5s可见，所夹带气体可以释出提镭段(1)计算气相通过一层塔板的静压头降hp前已计算hp' = 0.059m p液体通过降液管的静压头降hd因不设进口堰，所以可用式hd'= 0.153式中 Ls' = 0.00853m3/s,lw =1.28m,h0'= 0.0268m2hd&

47、#39;= 0.1530 0.008537 ccc”I =0.0095m11.28父 0.0268 J (3)板上液层高度：hL'=0.06m ,则 H d'= 0.059+0.0095 +0.06 = 0.129m 为了防止液泛，按式： Hd W中(Ht +hw),取安全系数 邛=0.5 ,选定板间距HT =0.60, hw'=0.0304m(Ht hw') =0.5 (0.45 0.0363) = 0.243m从而可知Hd' = 0.129m <?(Ht +hw)=0.243m,符合防止液泛的要求(4)液体在降液管内停留时间校核应保证液体早降液

48、管内的停留时间大于35 s,才能使得液体所夹带气体释出本设计 0.281 0.450.00856=14.8s 5s可见，所夹带气体可以释出3雾沫夹带的计算判断雾沫夹带量eV是否在小于10%勺合理范围内，是通过计算泛点率 F1来完成 的。泛点率的计算时间可用式：l _PI_PVs1.36LsZLVsF1 :一v父100% 和 F1 :-100%KcfAp0.78KcfAt塔板上液体流程长度ZL = D -2Wd =1.6 -2 0.336 = 0.928m塔板上液流面积_ _2Ap =At -2Af =2.0096-2 0.281 = 1.4476m2a ka/m.1 乏就fk荷系Nt精储段：苯

49、和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数Cf =0.127，将以上数值分别代入上式1.7422.87845.8-2.871.36 0.0024 0.9281 0.127 1.4476100%= 56.93%1.7422.87 845.8 -2.87100% =51.06%0.78 1.0 0.127 2.0096提镭段：苯和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数 图中查得负荷因数Cf =0.140，将以上数值分别代入上式F'=1.7703.35I 937.4-3.351.36 0.00856 0.928

50、100% =57.63%1.770及F'=1 0.140 1.44763.35 937.4 -3.35100% =48.30%0.78 1.0 0.140 2.0096为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%Z下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于 80%所以雾沫夹带量能满足eV < 0.1kg （液）/kg（干气）的 要求。4塔板负荷性能图4.1雾沫夹带上限线对于苯一氯苯物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值 eV =0.1kg （液）/kg（干气）所对应的泛点率Fi （亦为上限值），利用式：vVs , ：, 1.36LsZLVs , J,F1 =

51、 vx 100%和F1 = -x 100% 便可作出此线KcFAp0.78KCFAT由于塔径较大，所以取泛点率 F1 =80% ,依上式有Ys 2.871.36Ls 0.928精储段：845.8 -2.87 .0.81.0 0.127 1.410整理后得 0.0583Vs 1.262Ls =0.143iPVs =2.41 -21.65Ls即为负荷性能图中的线（y1）此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个Ls 值便可依式Vs =2.45-21.65Ls算出相应的Vs。利用两点确定一条直线，便可在 负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。Ls0.001 0.0050.01 0.015 0.020.0252.4312.345 2.236 2.128 2.0199 1.9123.35Vs' ,1.36Ls' 0.928提镭段： 937.4 -3.35 = 0.81.0 0.1