苯-氯苯分离精馏塔——浮阀塔设计化工原理毕业论文

1、( (此文档为此文档为 wordword 格式，下载后格式，下载后您可任意编辑修改！您可任意编辑修改！) )课程设计说明书课程设计名称课程设计名称 化工化工原理课程设计原理课程设计 课程设计题目课程设计题目 苯苯- -氯苯氯苯混合液浮阀式精馏塔设计混合液浮阀式精馏塔设计 姓姓 名名 学学 号号 专专 业业 班班 级级 指导教师指导教师 提交日期提交日期 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书(一一)设计题目设计题目 苯苯-氯苯连续精馏氯苯连续精馏塔的设计塔的设计(二二)设计任务及操作条件设计任务及操作条件设计任务设计任务(1)原料液中含氯苯原料液中含氯苯 42%(质质量量)。(2)塔顶馏

2、出液中含氯苯不得塔顶馏出液中含氯苯不得高于高于 2(质量质量)。(3)年产纯度为的氯苯吨年产纯度为的氯苯吨1200 吨吨操作条件操作条件 (1)塔顶压强塔顶压强 4KPa(表压表压)，单板压降小于单板压降小于 KPa。 (2)进料热状态进料热状态 :露点进料。露点进料。 (3)回流比回流比 R=（3）Rmin。 (4)塔底加热蒸汽压强塔底加热蒸汽压强 0.5 MPa(表压表压) 设备型式设备型式F1 型浮阀塔型浮阀塔设备工作日：每年设备工作日：每年 300 天，每天，每天天 24 小时连续运行。小时连续运行。（三）设计内容（三）设计内容1 1） 设计说明书的内容设计说明书的内容1)1) 精馏塔

3、的物料衡算；精馏塔的物料衡算；2)2) 塔板数的确定；塔板数的确定；3)3) 精馏塔的工艺条件及有关物精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；性数据的计算；4)4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5)5) 塔板主要工艺尺寸的计算；塔板主要工艺尺寸的计算； 6)6) 塔板的流体力学验算；塔板的流体力学验算； 7)7) 塔板负荷性能图；塔板负荷性能图； 8)8) 对设计过程的评述和有关问对设计过程的评述和有关问题的讨论。题的讨论。9)9) 辅助设备的设计与选型辅助设备的设计与选型2 2设计图纸要求：设计图纸要求：1)1) 绘制工艺流程图绘制工艺流程图 2)2) 绘制精馏塔装置图

4、绘制精馏塔装置图 （四）参考资料（四）参考资料1物性数据的计算与图表物性数据的计算与图表2化工工艺设计手册化工工艺设计手册3化工过程及设备设计化工过程及设备设计4化学工程手册化学工程手册5化工原理化工原理苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据 其他物性数据可查有关手册。其他物性数据可查有关手册。 目录目录前前 言言 .61 1设计方案的思考设计方案的思考.62.2.设计方案的特点设计方案的特点.63 3工艺流程的确定工艺流程的确定.6一设备工艺条件的计算一设备工艺条件的计算 .81 1设计方案的确定及工艺流程的说明设计方案的确定及工艺流程的说明.82 2全塔的物料衡算全塔

5、的物料衡算.82.12.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率.82.22.2 平均摩尔质量平均摩尔质量.82.32.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率料液及塔顶底产品的摩尔流率.83 3塔板数的确定塔板数的确定.9理论塔板数的求取理论塔板数的求取.93.23.2 确定操作的回流比确定操作的回流比 R R.10求理论塔板数求理论塔板数.113.43.4 全塔效率全塔效率.123.53.5 实际塔板数（近似取两段效率相同）实际塔板数（近似取两段效率相同）.134 4操作工艺条件及相关物性数据的计算操作工艺条件及相关物性数据的计算.13平均压强平均压强.134.24.2 平均

6、温度平均温度.14平均分子量平均分子量.14平均密度平均密度.154.54.5 液体的平均表面张力液体的平均表面张力.164.64.6 液体的平均粘度液体的平均粘度.174.74.7 气液相体积流量气液相体积流量.186 6 主要设备工艺尺寸设计主要设备工艺尺寸设计.196.16.1 塔径塔径.197 7 塔板工艺结构尺寸的设计与计算塔板工艺结构尺寸的设计与计算.207.17.1 溢流装置溢流装置.207.27.2 塔板布置塔板布置.23二二 塔板流的体力学计算塔板流的体力学计算 .251 1 塔板压降塔板压降.252 2 液泛计算液泛计算.273 3 雾沫夹带的计算雾沫夹带的计算.284 4

7、 塔板负荷性能图塔板负荷性能图.304.14.1 雾沫夹带上限线雾沫夹带上限线.304.24.2 液泛线液泛线.314.34.3 液相负荷上限线液相负荷上限线.324.44.4 气体负荷下限线（漏液线）气体负荷下限线（漏液线）.334.54.5 液相负荷下限线液相负荷下限线.33三三 板式塔的结构与附属设备板式塔的结构与附属设备 .351 1 塔顶空间塔顶空间.352 2 塔底空间塔底空间.363 3 人孔数目人孔数目.364 4 塔高塔高.36浮阀塔总体设备结构简图：浮阀塔总体设备结构简图： .375 5 接管接管.385.15.1 进料管进料管.385.25.2 回流管回流管.385.35

8、.3 塔顶蒸汽接管塔顶蒸汽接管.395.45.4 釜液排出管釜液排出管.395.55.5 塔釜进气管塔釜进气管.406 6 法兰法兰.407 7 筒体与封头筒体与封头.417.17.1 筒体筒体.417.27.2 封头封头.417.37.3 裙座裙座.418 8 附属设备设计附属设备设计.418.18.1 泵的计算及选型泵的计算及选型.418.28.2 冷凝器冷凝器.428.38.3 再沸器再沸器.43四四 计算结果总汇计算结果总汇 .44五五 结束语结束语 .45六六 符号说明：符号说明： .45前前 言言1 1设计方案的思考设计方案的思考通体由不锈钢制造，塔节规格通体由不锈钢制造，塔节规格

9、2525100mm100mm、高度、高度 m1.5m，每段，每段塔节可设置塔节可设置 1 12 2 个进料口测温口，个进料口测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产品。整个精馏塔包括：塔各种非标产品。整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、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，塔压可采用温度或灵敏板进行控制，塔压可采用稳

10、压阀控制，并可装载自动安全阀。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，并可在室仪表控制温度条件，并可在室温温300300范围内任意设定。同时，范围内任意设定。同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔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、进料量压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。等参数均可以数字显示。浮阀塔由于气液接触状态良好，浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹

11、带量小雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故因气体水平吹出之故)，塔板效率较高，生产能力较大。浮阀塔板效率较高，生产能力较大。浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，塔应用广泛，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，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，腐蚀性塔径不是很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。

12、物系，而且适合真空操作。3 3工艺流程工艺流程的确定的确定原料液由泵从原料储罐中引出，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馏在预热器中预热后送入连续板式精馏塔塔 F1F1 型浮阀塔）型浮阀塔） ，塔顶上升蒸汽流采，塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部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，塔釜残液送至式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。废热锅炉。以下是浮阀精馏塔以下是浮阀精馏塔工艺简图工艺简图一设备工艺条件的计算一设

13、备工艺条件的计算1 1设计方案的确定及工艺流程设计方案的确定及工艺流程的说明的说明 本设计任务为分离苯本设计任务为分离苯- -氯苯混合氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。设计中采用泡点进料连续精馏过程。设计中采用泡点进料（q=1q=1） ，将原料液通过预热器加热至，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一采用全凝器冷凝，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。该物系属易分却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物

14、系，最小回流比较小，故操作回离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的流比取最小回流比的 2 2 倍。塔釜采用倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。至储罐。2 2全塔的物料衡算全塔的物料衡算2.12.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.1178.11 kgkmolkgkmol 和和 112.61kgkmol112.61kgkmol。666. 061.112/4211.78/5811.78/58Fx986. 061.112/211.78/9811.78/

15、98Dx00288. 061.112/8 .9911.78/2 . 011.78/2 . 0Wx2.22.2 平均摩尔质量平均摩尔质量 ol89.61kg/km压112.610.666)压(1压0.66678.11压 MFkg/kmol59.7861.112986. 01986. 011.78DMkg/kmol5 .11261.11200288. 0100288. 011.78WM2.32.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以依题给条件：一年以 300300 天，一天，一天以天以 2424 小时计，有：小时计，有： , ,全全hkg /67.16624h)

16、(3001200000kg/W,塔物料衡算：塔物料衡算： 釜液处理量釜液处理量 总物料衡算总物料衡算 苯物料衡算苯物料衡算 WDF00288. 0986. 0666. 0 联立解得联立解得 3 3塔板数的确定塔板数的确定1.1.根据苯根据苯- -氯苯的相平衡数据，利用氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取泡点方程和露点方程求取依据，依据， ，将所得计算结果列表如下：，将所得计算结果列表如下： 表表 3-13-1 相相关数据计算关数据计算温度温度80809090100100110110120120130130140140苯苯760760102510251350135017601760225

17、022502840284029002900氯苯氯苯148148205205293293400400543543719719760760 x x1 10 0两相摩两相摩尔分率尔分率y y1 10 0相对挥相对挥发度发度5.1351 5本题中，塔内压力接近常压（实本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压）际上略高于常压） ，而表中所给为常，而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对平衡关系的影离常压很小，所以其对平衡关系的影响完全可以忽略。响完全可以忽略。平均相对挥发度，则，汽液平衡方程平均相对挥发度，则，汽液平衡方程为：为：3.23.2

18、确定操作的回流比确定操作的回流比 R R将表将表 3-13-1 中数据作图得曲线。中数据作图得曲线。01xyy=xf(x) 图图 3-13-1 苯苯氯氯苯混合液的苯混合液的 x xy y 图图在图上，因，查得，而，在图上，因，查得，而， 。故有：。故有：231. 0666. 0926. 0926. 0986. 0eeeDmxyyxR考虑到精馏段操作线离平衡线较近，考虑到精馏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故取实际操作的回流比为最小回流比的的 2.4852.485

19、 倍，即：倍，即：573. 0231. 0485. 2485. 2mRR求精馏塔的汽、液相负荷求精馏塔的汽、液相负荷kmol/h 1.753.060.573RDLkmol/h 4.813.061)(0.5731)D(RV kmol/h 6.294.541.75FLL，精馏段操作线：精馏段操作线：627. 0364. 011xRxxRRyD提馏段操作线：提馏段操作线：307. 0308. 1xVWxVLyxw提馏段操作线为过和两点的直线。提馏段操作线为过和两点的直线。采用图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数, ,在在 x-yx-y 图图上作平衡曲线和对角线，并依上述方上作平衡曲线和对角线，并

20、依上述方法作精馏段操作线和提镏段。从开始，法作精馏段操作线和提镏段。从开始，在精馏段操作线与平衡线之间绘由水在精馏段操作线与平衡线之间绘由水平线和铅垂线构成的梯级。当梯级跨平线和铅垂线构成的梯级。当梯级跨过两操作线交点时，则改在提镏段与过两操作线交点时，则改在提镏段与平衡线之间绘梯级，直至梯级的铅垂平衡线之间绘梯级，直至梯级的铅垂线达到或越过点为止。用线达到或越过点为止。用 ExcelExcel 作图，作图，各梯级的坐标如下：各梯级的坐标如下：表表 3-23-2 相关数据计算相关数据计算x xy y精馏段精馏段提镏段提镏段0100.10.2

21、0.91xyf(x)精馏段提镏段y=x水平铅锤线 图图 3-23-2 苯苯- -氯苯物系精馏分离氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解理论塔板数的图解按上法图解得到：按上法图解得到：总理论板层数总理论板层数 块（包括再沸器）块（包括再沸器）加料板位置加料板位置 3.43.4 全塔效率全塔效率ss 的烃类物系，式中的为全塔的烃类物系，式中的为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘平均温度下以进料组成表示的平均粘度。度。 =0.00288=0.00288 查得塔顶及塔釜温度分别查得塔顶及塔釜温度分别为：为： ，根据表根据表 3-43-4表表 3-43-4 苯苯- -氯苯

22、温度粘度关系表氯苯温度粘度关系表温度温度2020404060608080100100120120140140苯苯 粘度粘度mPasmPas氯苯氯苯 粘度粘度mPasmPas0.0.利用差值法求得利用差值法求得：，：， 。25. 0728. 0126. 0728. 024. 01FBFAmxx63. 025. 0log616. 017. 0log616. 017. 0mTE3.53.5 实际塔板数（近似取两段效率相实际塔板数（近似取两段效率相同）同）精馏段：块，取块精馏段：块，取块提馏段：块，取块提馏段：块，取块总塔板数块总塔板数块4 4操作工艺条件及相关物性数操作工艺条件及相关物性数据的计算据

23、的计算取每层塔板压降为取每层塔板压降为 0.7kPa0.7kPa 计算。计算。塔顶：塔顶： 加料板：加料板：kPa5 .10967 . 03 .105Fp塔底：塔底： kPa3 .119147 . 05 .109Wp精馏段平均压强精馏段平均压强kPa4 .1072/5 .1093 .105p提镏段平均压强提镏段平均压强kPa4 .1142/3 .1195 .109p4.24.2 平均温度平均温度利用表利用表 3-1 数据，由拉格朗日差数据，由拉格朗日差值法可得值法可得塔顶温度塔顶温度 , ,加料板加料板 ， 塔底温度塔底温度 ， 019. 000288. 01300019. 0140130Wt

24、精馏段平均温度精馏段平均温度 29.842/14.8843.80mT提镏段平均温度提镏段平均温度 3 .1132/14.8848.138mT精馏段：精馏段：液相组成：，液相组成：， 气相组成：，气相组成：， 所以所以kmolkgML/91.82861. 0161.112861. 011.78 kmolkgMV/39.79963. 0161.112963. 011.78提镏段：提镏段：液相组成：液相组成：， 265. 01103 .1130127. 0265. 01201102x气相组成：，气相组成：， 所以所以 kmolkgML/5 .105219. 0161.112219. 011.78 k

25、molkgMV/15.94535. 0161.112535. 011.7.1 液相平均密度液相平均密度 表表 4-14-1 组分的组分的液相密度（液相密度（kgmkgm3 3）温度，温度， （）80809090100100110110120120130130140140苯苯817817805805793793782782770770757757745745氯苯氯苯10391039102810281018101810081008997997985985975975纯组分在任何温度下的密度可由纯组分在任何温度下的密度可由下式计算下式计算苯苯 ： 推荐：推荐： 氯苯氯苯 ： 推荐：

26、推荐： 式中的式中的 t t 为温度，为温度，塔顶：塔顶：3,kg/m5 .81643.801886. 113.9121886. 113.912tALD3,kg/m7 .103843.800657. 14 .11240657. 14 .1124tBLD3,kg/m0 .8207 .103802. 05 .81698. 01mLDBLDBALDAmLDaa进料板：进料板：3,kg/m4 .80714.881886. 113.9121886. 113.912tALF3,kg/m5 .103014.880657. 14 .11240657. 14 .1124tBLF3,kg/m6 .8715 .10

27、3034. 04 .80766. 01mLFBLFBALFAmLFaa 塔底：塔底： 3,kg/m5 .7773 .1131886. 113.9121886. 113.912tALW3,kg/m7 .10033 .1130657. 14 .11240657. 14 .1124tBLW3,kg/m1 .10037 .1003998. 05 .777002. 01mLWBLWBALWAmLWaa精馏段：精馏段：3kg/m8 .8452/6 .8710 .820L提镏段：提镏段：3kg/m4 .9372/1 .10036 .871L精馏段：精馏段：3,kg/m87. 229.84273314. 83

28、9.794 .107mmVmvRTMp提镏段：提镏段：3,kg/m35. 33 .113273314. 815.944 .114mmVmvRTMp4.54.5 液体的平均表面张力液体的平均表面张力表表 5-1 组分的表面张力组分的表面张力 温度温度8085110115120131A苯苯B氯苯氯苯液体平均表面张力依下式计算，即液体平均表面张力依下式计算，即塔顶液相平均表面张力的计算塔顶液相平均表面张力的计算由，由，用内插法得用内插法得， , , mN/m22.2107.26014. 015.21986. 0mLD进料板液相平均表面张力的计算进料板液相平均表面张力的计算由，由，用内插法得用内插法得

29、， , , mN/m54.2132.25263. 019.20737. 0mLF塔底液相平均表面张力的计算塔底液相平均表面张力的计算由，由，用内插法得用内插法得， , , mN/m35.2237.2299712. 097.1600288. 0mLW精馏段液相平均表面张力为精馏段液相平均表面张力为mN/m38.212/ )54.2122.21(L提镏段液相平均表面张力为提镏段液相平均表面张力为mN/m02.222/ )54.215 .22(L4.64.6 液体的平均粘度液体的平均粘度 表三表三 不同温度下苯不同温度下苯氯苯氯苯的粘度的粘度 温度温度t t，60608080100100120120

30、140140苯苯 mPasmPas氯苯氯苯mPasmPas液相平均粘度可用液相平均粘度可用 表示表示.1 塔顶液相平均粘度塔顶液相平均粘度， ， 426. 0lg)986. 01 (307. 0lg986. 0lg,mLD， 4.6.2 进料板液相平均粘度进料板液相平均粘度， ， 402. 0lg)737. 01 (286. 0lg737. 0lg,mLF， .3 塔底液相平均粘度塔底液相平均粘度， ， ,332. 0lg)00288. 01 (228. 0lg00288. 0lg,mLF4.74.7 气液相体积流量气液相体积流量精馏段：精馏段：汽相体积流量汽相

31、体积流量/sm742. 187. 2360039.7977.22636003,mVmVsVMV汽相体积流量汽相体积流量/h6271.2m/sm742. 133hV液相体积流量液相体积流量/sm00254. 08 .845360091.8239.9336003,mLmLsLML液相体积流量液相体积流量提镏段：提镏段：汽相体积流量汽相体积流量/sm770. 135. 3360015.9477.22636003,mVmVsMVV汽相体积流量汽相体积流量液相体积流量液相体积流量/sm00853. 04 .93736005 .10575.27236003,mWmLsMLL液相体积流量液相体积流量/hm7

32、 .30/sm00853. 033hL6 6 主要设备工艺尺寸设计主要设备工艺尺寸设计6.16.1 塔径塔径精馏段：精馏段：初选塔板间距及板上液层高度，则：初选塔板间距及板上液层高度，则：m39. 006. 045. 0LThH按按 SmithSmith 法求取允许的空塔气速（即法求取允许的空塔气速（即泛点气速）泛点气速）0237. 087. 28 .845742. 10024. 05 . 05 . 0VLssVL查查 SmithSmith 通用关联图得通用关联图得负荷因子负荷因子086. 02038.21085. 0202 . 02 . 020CC泛点气速：泛点气速：47. 187. 2/8

33、7. 28 .845086. 0/maxVVLCumsms取安全系数为取安全系数为 0.70.7，则空塔气速为，则空塔气速为 精馏段的塔径精馏段的塔径 m47. 1)03. 114. 3/(742. 14/4uVDs按标准塔径按标准塔径圆整取圆整取提镏段：提镏段：初选塔板间距及板上液层高度，则：初选塔板间距及板上液层高度，则：m39. 006. 06 . 0LThH按按 SmithSmith 法求取允许的空塔气速（即法求取允许的空塔气速（即泛点气速）泛点气速）08061. 035. 34 .937770. 100853. 05 . 05 . 0VLssVL查查 SmithSmith 通用关联图

34、得通用关联图得负荷因子负荷因子084. 02002.22082. 0202 . 02 . 020LCC泛点气速：泛点气速：4026. 135. 3/35. 34 .937084. 0/maxVVLCumsms取安全系数为取安全系数为 0.70.7，则空塔气速为，则空塔气速为精馏段的塔径精馏段的塔径m52. 1)98. 014. 3/(770. 14/4uVDs按标准塔径按标准塔径圆整取圆整取7 7 塔板工艺结构尺寸的设计与计塔板工艺结构尺寸的设计与计算算7.17.1 溢流装置溢流装置因塔径为因塔径为 1.6m1.6m，所以采用单溢流型的，所以采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形平顶弓

35、形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。受液盘，且不设进口内堰。.1 溢流堰长（出口堰长）溢流堰长（出口堰长）取取m.28. 16 . 18 . 08 . 0Dlw精馏段堰上溢流强度精馏段堰上溢流强度, ,满满hm/m130100hm/m75. 628. 1/64. 8/33whlL足强度要求。足强度要求。提镏段堰上溢流强度提镏段堰上溢流强度, ,满满hm/m130100hm/m43.2328. 1/8 .30/33whlL足强度要求。足强度要求。对平直堰对平直堰精馏段：由及精馏段：由及，查化工，查化工45. 428. 1/64. 8/5 . 25 . 2whlL原理

36、课程设计图原理课程设计图 5-55-5 得，得，于是：于是：mmhow006. 0014. 0)28. 1/64. 8(100284. 03/2（满足要求）（满足要求）m0496. 00104. 006. 0owLwhhh验证：验证： ( (设计合理设计合理) )提镏段：由及，提镏段：由及，查化工原查化工原51.1628. 1/6 .30/5 . 25 . 2whlL理课程设计图理课程设计图 5-55-5 得，于是：得，于是：m006. 0m0237. 028. 1/8 .30100284. 03/2owh（满足要求）（满足要求）m0363. 00237. 006. 0owLwhhh验证：验证

37、： ( (设计合理设计合理) ).3 降液管的宽度和降液管的面积降液管的宽度和降液管的面积由，查化工原理课程设计由，查化工原理课程设计 P112P112图图 5-75-7 得得，14. 0/,21. 0/TfdAADW即：即：， ， 。 液体在降液管内的停留时间液体在降液管内的停留时间精馏段：精馏段：s5s25.5600240. 0/45. 030. 0/sTfLHA（满足要求）（满足要求）提镏段：提镏段：5s15.7700856. 0/45. 030. 0/sTfLHA（满足要求）（满足要求）.4 降液管的底隙高度降液管的底隙高度精馏段：取液体通过降液管底隙精

38、馏段：取液体通过降液管底隙的流速，则有：的流速，则有：m0268. 007. 028. 10024. 00owsulLh（不宜小于（不宜小于 0.020.025m0.020.025m，本结果满，本结果满足要求）足要求）mmhhw006. 00228. 00268. 00496. 00 故合理故合理提镏段：提镏段：取液体通过降液管底隙的取液体通过降液管底隙的流速，则有：流速，则有：m0268. 025. 028. 100856. 0owsoulLh（不宜小于（不宜小于 0.020.025m0.020.025m，本结果满，本结果满足要求）足要求）mmhhw006. 00096. 00268. 00

39、364. 00 故合理故合理选用凹形受液盘，深度选用凹形受液盘，深度7.27.2 塔板布置塔板布置7.2.1 塔板的分块塔板的分块本设计塔径为本设计塔径为，故塔，故塔mmmmmD120016006 . 1板采用分块式，塔板分为板采用分块式，塔板分为 4 块。块。7.2.2 边缘区宽度确定边缘区宽度确定 取取 7.2.3 开孔区面积计算开孔区面积计算 22212 (sin)180axAx rxrr 其中其中：mWWDxsd384. 0)08. 0336. 0(26 . 1)(2 mWDrc75. 005. 026 . 12故故 2122210. 1)75. 0384. 0(sin18075. 0

40、14. 3384. 075. 0384. 02mAa7.2.4 浮阀数计算及其排列浮阀数计算及其排列精馏段：精馏段：预先选取阀孔动能因子预先选取阀孔动能因子, ,由由 F F0 0= =可求阀可求阀孔气速，孔气速，即即smFuv/08. 787. 21200F-1 型浮阀的孔径为型浮阀的孔径为 39mm，故每层，故每层塔板上浮阀个数为塔板上浮阀个数为20708. 7)039. 0(4742. 142020udVNs浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心取同一横排的孔心则排间距则排间距071. 0207075. 010. 1NtAta考虑到塔径比较大，而

41、且采用塔考虑到塔径比较大，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，因而排间距不宜采部分鼓泡区面积，因而排间距不宜采用用 0.071m, ,而应小一点，故取，按，而应小一点，故取，按，以等腰三角叉排方式作图得阀孔数以等腰三角叉排方式作图得阀孔数实际孔速实际孔速 smNdVus/08. 7)039. 0(785. 0206742. 1785. 02200阀孔动能因数为阀孔动能因数为99.1187. 208. 7,00vuF所以阀孔动能因子变化不大，仍在所以阀孔动能因子变化不大，仍在914 的合理范围内，故此阀孔实排数的合理范围内，故此阀孔实排数适用

42、。适用。1224. 0)6 . 1039. 0(206)(/2200DdNAAT此开孔率在此开孔率在 5% %15% %范围内，符合要求。范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。所以这样开孔是合理的。提镏段：提镏段：预先选取阀孔动能因子预先选取阀孔动能因子, ,由由 F F0 0= =可求阀可求阀孔气速孔气速即即smFuv/56. 635. 31200F-1 型浮阀的孔径为型浮阀的孔径为 39mm，故每层，故每层塔板上浮阀个数为塔板上浮阀个数为22365. 6)039. 0(4770. 142020udVNs浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心取同一

43、横排的孔心则排间距则排间距066. 0223075. 010. 1NtAta考虑到塔径比较大，而且采用塔考虑到塔径比较大，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，因而排间距不宜采部分鼓泡区面积，因而排间距不宜采用用 0.066m, ,而应小一点，故取，按，而应小一点，故取，按，以等腰三角叉排方式作图得阀孔数以等腰三角叉排方式作图得阀孔数实际孔速实际孔速 smNdVus/19. 7)039. 0(785. 0206770. 1785. 02200阀孔动能因数为阀孔动能因数为15.1335. 319. 7,00vuF所以阀孔动能因子变化不大，仍在所

44、以阀孔动能因子变化不大，仍在914 的合理范围内，故此阀孔实排数的合理范围内，故此阀孔实排数适用。适用。1224. 0)6 . 1039. 0(206)(/2200DdNAAT此开孔率在此开孔率在 5% %15% %范围内，符合要求。范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。所以这样开孔是合理的。阀孔排列阀孔排列二二 塔板流的体力学计算塔板流的体力学计算1 1 塔板压降塔板压降精馏段精馏段（1）计算干板静压头降）计算干板静压头降由式可计算临界阀孔气速，即由式可计算临界阀孔气速，即smUvoc/89. 587. 21 .731 .73825. 1825. 1，可用算干板静压头降，即，可用算干板静压

45、头降，即mhc014. 08 .84587. 28 . 92)89. 5(34. 52（2） 计算塔板上含气液层静压头降计算塔板上含气液层静压头降由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢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，已知板化合物，可取充气系数，已知板上液层高度所以依式上液层高度所以依式（3）计算液体表面张力所造成的静）计算液体表面张力所造成的静压头降压头降 由于采用浮阀塔板，克服鼓泡由于采用浮阀塔板，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，浮阀忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降为塔板的静压头降为 mhhhh

46、lcp044. 003. 0014. 0 PaghpLpp7 .3648 . 98 .845044. 011提镏段：提镏段：(1)计算干板静压头降计算干板静压头降由式可计算临界阀孔气速，即由式可计算临界阀孔气速，即smUvoc/42. 535. 31 .731 .73825. 1825. 1，可用算干板静压头降，即，可用算干板静压头降，即mhc029. 04 .93735. 38 . 92)42. 5(34. 52(2)计算塔板上含气液层静压头降计算塔板上含气液层静压头降由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢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，已知板化合物，可取充气系数，已知板上液

47、层高度所以依式上液层高度所以依式(3)计算液体表面张力所造成的静压头计算液体表面张力所造成的静压头降降由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体由于采用浮阀塔板，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，浮阀塔板的计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降为静压头降为mhhhhlcp059. 003. 0029. 0PaghpLpp0 .5428 . 94 .937059. 0222 2 液泛计算液泛计算式式精馏段精馏段(1)计算气相通过一层塔板的静压头降计算气相通过一层塔板的静压头降前已计算前已计算(2)液体通过降液管的静压头降液体通过降液管的静

48、压头降因不设进口堰，所以可用式因不设进口堰，所以可用式式中式中mhmlsmLws0268. 0,28. 1,/00254. 003mhd000839. 00268. 028. 100254. 0153. 02(3)板上液层高度：板上液层高度： 则则 mHd1048. 006. 0000839. 0044. 01为了防止液泛，按式：，取安全系数，为了防止液泛，按式：，取安全系数，选定板间距选定板间距, ,mhHwT250. 0)0496. 045. 0(5 . 0)(从而可知从而可知mhHmHwTd250. 0)(1048. 0，符合防止液泛的要求，符合防止液泛的要求(4) 液体在降液管内停留时

49、间校核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应保证液体早降液管内的停留时间大于于 35 s,才能使得液体所夹带气体释才能使得液体所夹带气体释出。本设计出。本设计ssLHAsTf578.4900254. 045. 0281. 0可见，所夹带气体可以释出。可见，所夹带气体可以释出。提镏段提镏段(1)计算气相通过一层塔板的静压头降计算气相通过一层塔板的静压头降前已计算前已计算(2)液体通过降液管的静压头降液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式因不设进口堰，所以可用式式中式中mhmlsmLws0268. 0,28. 1,/00853. 003mhd0095. 00268.

50、 028. 100853. 0153. 02(3)板上液层高度：，则板上液层高度：，则mHd129. 006. 00095. 0059. 0为了防止液泛，按式：，取安全系数，为了防止液泛，按式：，取安全系数，选定板间距选定板间距, ,mhHwT243. 0)0363. 045. 0(5 . 0) (从而可知从而可知mhHmHwTd243. 0)(129. 0，符合防止液泛的要求，符合防止液泛的要求(4) 液体在降液管内停留时间校核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应保证液体早降液管内的停留时间大于于 35 s,才能使得液体所夹带气体释才能使得液体所夹带气体释出。本设计出

51、。本设计ssLHAsTf58 .1400856. 045. 0281. 0可见，所夹带气体可以释出。可见，所夹带气体可以释出。3 3 雾沫夹带的计算雾沫夹带的计算判断雾沫夹带量是否在小于判断雾沫夹带量是否在小于 10% %的合的合理范围内，是通过计算泛点率来完成理范围内，是通过计算泛点率来完成的。泛点率的计算时间可用式：的。泛点率的计算时间可用式：%10036. 11pFLsvLvsAKcZLVF和和塔板上液体流程长度塔板上液体流程长度mWDZdL928. 0336. 026 . 12塔板上液流面积塔板上液流面积24476. 1281. 020096. 22mAAAfTp精馏段：精馏段：苯和氯

52、苯混合液可按正常物系处理，苯和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数取物性系数 K 值，值，, ,在从泛点负荷因在从泛点负荷因数图中查得负荷数图中查得负荷因数因数, ,将以上数值将以上数值分分别代入上式别代入上式%93.56%1004476. 1127. 01928. 00024. 036. 187. 28 .84587. 2742. 1F及及%06.51%1000096. 2127. 00 . 178. 087. 28 .84587. 2742. 1F提镏段：提镏段：苯和氯苯混合液可按正常物系处理，苯和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数取物性系数 K 值，值，, ,在从泛点负荷因在从泛点

53、负荷因数图中查得负荷数图中查得负荷因数因数, ,将以上数值将以上数值分分别代入上式别代入上式%63.57%1004476. 1140. 01928. 000856. 036. 135. 34 .93735. 3770. 1F及及%30.48%1000096. 2140. 00 . 178. 035. 34 .93735. 3770. 1F为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在点需控制在 80%以下。从以上计算的以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于结果可知，其泛点率都低于 80%，所，所以雾沫夹带量能满足的要求。以雾沫夹带量能满足的要求。4 4 塔板负荷

54、性能图塔板负荷性能图4.14.1 雾沫夹带上限线雾沫夹带上限线对于苯对于苯氯苯物系和已设计出塔板结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构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值所对应的泛点率上限值所对应的泛点率( (亦为上限值亦为上限值),),利利用式用式%10036. 11pFLsvLvsAKcZLVF和便可作出此线。由于塔径较大，所和便可作出此线。由于塔径较大，所以取泛点率，依上式有以取泛点率，依上式有精馏段：精馏段：8 . 0410. 1127. 00 . 1928. 036. 187. 28 .84587. 2ssLV整理后得整理后得即即 即为负荷性能图中的线即为负荷性

55、能图中的线(y1)(y1)此式便为雾沫夹带的上限线方程，对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应一条直线。所以在操作范围内任取两个值便可依式算出相应的。利用两两个值便可依式算出相应的。利用两点确定一条直线，便可在负荷性能图点确定一条直线，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。中得到雾沫夹带的上限线。 0.005 1 0.015 0.02 0.025 2.345 2.236 2.128 2.0199 1.912 提镏段：提镏段：8 . 0410. 1140. 00 . 1928. 036. 135. 34 .93735. 3ssLV整理后得整理后得即即 即为负荷性能

56、图中的线即为负荷性能图中的线(y1(y1) ) 0.005 1 0.015 0.02 0.025 2.534 2.429 2.323 2.219 2.113 4.24.2 液泛线液泛线由式，由式， owdwpdhhhhhH联立。即联立。即owdwlcowdwpwThhhhhhhhhhhhhH)(式中，式中， ，gUhLvc234. 5压压 压压压 压压压20板上液层静压头降板上液层静压头降 从式知，表示板上液层高度，从式知，表示板上液层高度， 。所以板上所以板上32000100084. 2)(压 压压压压压压wswowwLllLEhhhhh液体表面张力所造成的静压头液体表面张力所造成的静压头和

57、液面落差可忽略和液面落差可忽略液体经过降液管的静压头降可液体经过降液管的静压头降可用式用式则则LdcdLLcwThhhhhhhhH）（001)( 32020203600100084. 21153. 0234. 5wSwwSLvlLhhlLgu）（式中阀孔气速与体积流量有如下关系式中阀孔气速与体积流量有如下关系 精馏段：精馏段：式中各参数已知或已计算出，即式中各参数已知或已计算出，即;206;/8 .845;/87. 2; 5 . 0;0472. 0;45. 0; 5 . 0330NmkgmkgmhmHlvwT；代入上式。；代入上式。整理后便可得与的关系，即整理后便可得与的关系，即3222485

58、5.552141.84996227.11SSSLLV 此式即为液泛线的方程表达式。此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干值，依在操作范围内任取若干值，依32224855.552141.84996227.11SSSLLV 0 1 0.015 0.02 0.025 3.13 2.03 1.25 用上述坐标点便可在负荷性能图中绘用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的出液泛线，图中的(y2)(y2)。提镏段：提镏段：;206;/4 .937;/35. 3; 5 . 0;0304. 0;45. 0; 5 . 0330NmkgmkgmhmHLvwT；代入上式；代入上式整理后便可得与的关

59、系，即整理后便可得与的关系，即32227417.52357.80780502.11SSSLLV 0.005 1 0.015 0.02 0.025 3.051 2.792 2.455 1.983 1.221 用上述坐标点便可在负荷性能图中绘用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的出液泛线，图中的(y2(y2) )。4.34.3 液相负荷上限线液相负荷上限线为了使降液管中液体所夹带的气为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体在降液管泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不应小于中停留时间不应小于 35s。所以对。所以对液体的流量须有一个限制，其最大流液体的流量须有一个限制，

60、其最大流量必须保证满足上述条件。量必须保证满足上述条件。由式由式可知，液体在降液管内最短可知，液体在降液管内最短停留时间为停留时间为 35 秒。取为液体在降秒。取为液体在降液管中停留时间的下限，所对应的则液管中停留时间的下限，所对应的则为液体的最大流量为液体的最大流量, ,即液相负荷上限，即液相负荷上限，于是可得于是可得精馏段：精馏段：5/025. 0545. 0281. 05max3maxTfsTfsHALsmHAL显然由式所得到的液相上限线是一条与气相负所得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线中的线(y3)(y3)。提镏段：提镏