苯——乙苯浮阀精馏塔研发设计书

1、目录一、 毕业设计任务书 1二、 设计题目及原始条件 2 矚慫润厲钐瘗睞枥庑赖。三、 前言3 聞創沟燴鐺險爱氇谴净。四、 物料衡算 4 残骛楼諍锩瀨濟溆塹籟。五、 热量衡算 4 酽锕极額閉镇桧猪訣锥。六、 塔板工艺尺寸计算 （精馏段 ）6 彈贸摄尔霁毙攬砖卤庑。1、塔径 7 謀荞抟箧飆鐸怼类蒋薔。2、溢流装置 7 厦礴恳蹒骈時盡继價骚。3、塔板布置及浮阀数目与排列 7茕桢广鳓鯡选块网羈泪。七、 塔板流体力学验算 8 鹅娅尽損鹌惨歷茏鴛賴。1、气相通过 浮阀塔板的压强降 8籟丛妈羥为贍偾蛏练淨。2、淹塔8 預頌圣鉉儐歲龈讶骅籴。3、雾沫夹带 8 渗釤呛俨匀谔鱉调硯錦。八、 塔板负荷性能图 8铙誅

2、卧泻噦圣骋贶頂廡。1、雾沫夹带线 8擁締凤袜备訊顎轮烂蔷。2、液泛线 9贓熱俣阃歲匱阊邺镓騷。3、液相负荷上限线 9 坛摶乡囂忏蒌鍥铃氈淚。4、漏液线9 蜡變黲癟報伥铉锚鈰赘。5、液相负荷下限线 9買鲷鴯譖昙膚遙闫撷凄。九、计算结果十、塔板工艺尺寸， 流体力学验算， 负荷性能图 （提馏段 ） 10十一、参考文献 13课程设计任务书题目 ：设计一个分离苯乙苯双组分均相混合液的常压连续浮阀精馏塔。工艺条件及数据：原料液量13000kg/h,含苯42%（质量分率，下同）, 料液可视为理想溶液；馏出液含苯 98%，残液含乙苯 97%；泡点进料。操作条件： 常压操作；回流液温度为塔顶蒸汽露点；间接蒸汽加

3、热，加热蒸汽压力为 5kgf/cm2（绝压）；冷却水进口温度30C，出口温度40C;设备热损失为加热蒸汽供热量的 5%。设计内容：物料衡算，热量衡算；塔板数，塔径计算；溢流装置，塔板设计；流体力学计算，负荷性能图。设计成果： 设计说明书一份;设计图纸三张为：浮阀塔工艺条件图，塔盘布置图，负荷性能图1、设计题目设计一个分离苯乙苯双组分均相混合液的常压连续浮阀精馏塔2、原始数据：工艺条件及数据：原料液量13000kg/h,含苯42%（质量分率，下同），料液可视为理想 溶液；馏出液含苯 98%，残液含乙苯 97%；泡点进料。操作条件 ：常压操作；回流液温度为塔顶蒸汽露点；间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为

4、 5kgf/cm2（绝压）；冷却水进口温度30C，出口温度40C；设备热损失为加热蒸汽供热量的 5%。前言在化工、炼油、医药、食品及环境保护等工业部门，塔设备是一种重要的单元操作设备。它的应用 面广，量大。据统计，塔设备无论其投资费用还是所消耗的钢材重量，在整个过程设备中所占的比例 都相当高。塔设备的作用是实现气（汽）液相或液液相之间的充分接触，从而达到相际间进行传 质及传热的目的，塔设备广泛用于蒸馏，吸收，介吸（气提） ，萃取，气体的洗涤，增湿及冷却等单 元操作中，它的操作性能好坏，对整个装置的生产，产品产量，质量，成本以及环境保护， “三废” 处理等都有较大的影响。 綾镝鯛駕櫬鹕踪韦辚糴。

5、目前，塔设备的种类很多，对塔设备进行分类：按操作压力分有加压塔，常压塔，减压塔；按 单元操作分有精馏塔，吸收塔，介吸塔，萃取塔，反应塔，干燥塔等；按内部结构分有填料塔，板 式塔。目前工业上应用最广泛的还是填料塔和板式塔。 驅踬髏彦浃绥譎饴憂锦。填料塔属于微分接触型的气液传质设备。 塔内以填料作为气液接触和传质的基本构件。 液体在填料 表面呈膜状自上而下流动， 气体呈连续相自下而上与液体作逆流流动， 并进行气液两相间的传质和传 热。两相的组分浓度或温度沿塔高呈连续变化。板式塔是一种逐级（板）接触的气液传质设备。塔内 以塔板作为基本构件， 气体自塔底向上以鼓泡或喷射的形式穿过塔板上的液层， 使气液

6、相密切接触 而进行传质与传热，两相的组分浓度呈阶梯式变化。 猫虿驢绘燈鮒诛髅貺庑。填料塔和板式塔均可用于蒸馏，吸收等气液传质过程，但两者之间选型时应考虑诸多方面。 在进行选型时以下情况可以优先考虑填料塔： 在分离程度要求较高的情况下， 因某些新型填料具 有很高的传质效率，故可以采用新型填料塔以降低塔的高度；对于热敏性物料的蒸馏分离，因新型 填料的持液量较小，压降小，故可优先选择真空操作下的填料塔；具有腐蚀性的物料，可选用填料 塔，因为填料塔可采用非金属材料，如陶瓷，塑料等；容易发泡的物料，宜选用填料塔，因为在填 料塔内，气相主要不以气泡形式通过液相，可减少发泡的危险，此外，填料还可以使泡沫破碎

7、。锹籁饗迳琐筆襖鸥娅薔。下列情况可优先选用板式塔：塔内液体滞液量较大，要求塔的操作负荷变化范围较宽，对进料浓度变化要求不敏感，要求操作易于稳定；液相负荷较小，因为这种情况下，填料塔会由于填料表面湿润不充分而降低其分离效率；含固体颗粒，容易结垢，有结晶的物料，因为板式塔可选用液流通 道较大，堵塞的危险较小；在操作过程中伴随有放热或需要加料的物料，需要在塔内设置内部换热 组件，如加热盘管；需要多个进料口或多个侧线出料口。这是因为一方面板式塔的结构上容易实现， 此外，塔板上有较多的滞液量，以便与加热或冷却管进行有效地传热。構氽頑黉碩饨荠龈话骛。实践证明，在较高压力下操作的蒸馏塔仍读采用板式塔，因为在

8、压力较高时，塔内气液比过小，以 及由于气相返混剧烈等原因，填料塔的分离效果往往不佳。輒峄陽檉簖疖網儂號泶。一板式塔的种类很多，按塔板的结构可以分为：泡罩塔，筛板塔，浮阀塔，舌形塔等。目前应用最广 泛的是筛板塔和浮阀塔。尧侧閆繭絳闕绚勵蜆贅。泡罩塔是工业应用最早的板式塔。它的优点是操作弹性大，因而在负荷波动范围较大时，仍能保持 塔的稳定操作及较高的分离效率；气液比的范围大，不易堵塞等。其缺点是结构发杂，造价高，气相 压降大，以及安装维修麻烦等。目前只在某些情况如生产能力大，操作稳定性要求高，要求有相当稳 定的分离能力等时才考虑使用。 识饒鎂錕缢灩筧嚌俨淒。浮阀塔因具有优异的综合性能，在设计和选用

9、塔型时常被首选的板式塔。优点：生产能力大，比 泡罩塔提高20% 40%;操作弹性大，在较宽的气相负荷范围内，塔板效率变化较小，其操作弹 性较筛板塔有较大的改善；塔板效率较高，因为它的气液接触状态较好，且气体沿水平方向吹入液 层，雾沫夹带较小；塔板结构及安装较泡罩塔简单，重量较轻，制造费用低，仅为泡罩塔的60% 80%左右。其缺点：在气速较低时，仍有塔板漏液，故低气速时板效率有所下降；浮阀阀片有 卡死吹脱的可能，这会导致操作运转及检修的困难；塔板压力降较大，妨碍了它在高气相负荷及真 空塔中的应用。 凍鈹鋨劳臘错痫婦胫籴。筛板塔也是应用历史较久的塔型之一，与泡罩塔相比，筛板塔结构简单，成本低，板效

10、率提高10%15%，安装维修方便。近年发展了大筛孔，导向筛板等多种筛板塔。恥諤銪灭萦欢煬鞏鹜錦。无降液管塔是一种典型的气液逆流式塔，塔盘上无降液管。优点是：由于没有降液管，所以结构 简单，加工容易，安装维修方便；因节省了降液管所占的塔截面，允许通过更多的蒸汽量，因此生产能力比泡罩塔大 20% 100% :因为塔盘上开孔率大，栅缝或筛孔处的气速比溢流式塔盘小， 所以压降小，比泡罩塔低40% 80%，可用于真空蒸馏。缺点：板效率比较低，比一般板式塔低30% 60%，但因这种塔盘的开孔率大，气速低，形成的泡沫层高度较低，雾沫夹带量小，所以可 以降低塔板的间距，在同样分离条件下，塔总高与泡罩塔基本；操

11、作弹性较小，能保持较好的分离 效率时，塔板负荷的上下限之比约为2.5 3.0。鯊腎鑰诎褳鉀沩懼統庫。舌型塔是应用较早的斜喷射型塔。结构简单，安装检修方便，但这种塔负荷弹性较小，塔板效率较 低，因此使用受到一定限制。硕癘鄴颃诌攆檸攜驤蔹。物料衡算：1进料组成：Xf= (42/78)/( 42/78+58/76 )=0.4960Xd= (98/78)/( 98/78+2/106)=0.9852Xw= ( 3/78)/( 3/78+97/106 )=0.04032原料液的平均摩尔质量：Mf= 0.4960*78 + (1 0.4960) *106 = 92.1123全塔的物料衡算： F=13000/

12、92.112 =141.13 Kmol/hF= D+WF Xf =D X d +W X w把已知数据带入上式，得141.3=D+W141.3*0.4960=D*0.9852+W*0.0403解得D=68.06 Kmol/h W=73.07 Kmol/h热量衡算：求相对挥发度：Lg Po = A B/(t+C)查表得：ABC苯6.0231206.35220.24将P=101.325 KPa代入式，在分别代入苯和乙苯的A,B,C o求得苯的沸点为 80.0488C，乙苯的沸点为136.1520Co阌擻輳嬪諫迁择植秘騖。Lg Pao = 6.023 1206.35/ (136.1520+220.24

13、)得Pao=434.614氬嚕躑竄贸恳彈濾颔澩。Lg Pbo = 6.079 1421.9 / ( 80.0488 +212.93)得Pb°=16.815釷鹆資贏車贖孙滅獅赘。乙苯6.0791421.91212.93在80.0488C 136.1520 C间分成七段:t808896104112120128136Pao101.325128.626161.560200.657246.627300.203362.131434.614Pbo16.81522.59229.94339.12850.46064.28480.969101.325x10.7430.5420.3850.2590.1570

14、.0720y10.9430.8650.7620.6310.4650.2570a6.02585.69355.39545.12824.88754.67004.47254.2893乙苯6.0791421.91212.931/6a m = (5.6935*5.3954*5.1285*4.8875*4.6700*4.4725)= 5.02 怂阐譜鯪迳導嘯畫長凉。作t x y图，见附图一，由 Xd=0.9852 , Xw=0.0403 查得：塔顶t=82.5 C 塔底t=1295C , 谚辞調担鈧谄动禪泻類。由手册 查得，t=82.5 Cb乙苯=20 mN/m苯=21 mN/m嘰觐詿缧铴嗫偽純铪锩。t=1

15、29.5 C b 乙苯=14.9 mN/mb 苯=15 mN/m6顶=b 苯*Xd+ b 乙*(1 Xd )= 21*0.9852+20*(1 0.9852) =20.9852 mN/m 熒绐譏钲鏌觶鷹緇機库。6底=b 苯*Xw+ b 乙苯*(1 Xw )= 15*0.0403+14.9*(1 0.0403) =14.90403 mN/m 鶼渍螻偉2.求Rmin ,Nmin阅劍鲰腎邏蘞。Xd) / ( 1 Xf 厂Rmin =: 1/ (a 1)* :Xd / Xf a ( 1=:1 /( 5 1) * : 0.9852/ 0.4960 5 (1 0.9852)/( 1 0.4960) =0.

16、46 纣忧蔣氳頑莶驅藥悯骛。1= 3.55颖刍莖峽饽亿Nmin = Lg X d /(1 Xd)*(1 Xw)/ Xd/ Lg a m 1=Lg0.9852/(1 0.9852)*(1 0.0403)/0.0403 / Lg 5.02顿裊赔泷。3通过 R=1.1 7.5 Rmin，求 (R Rmin) / ( R+1 ),根据李德方程式 Y=0.545827 0.591422X+0.002743/X，求出(N Nmin) / ( N+2 )画RN图，见附图二 ：濫驂膽閉驟羥闈詔寢賻。1.11.21.31.41.51.61.71.81.92.03.06.07.07.5(R - Rmin )/(R

17、+1)0.0310.0590.0860.1120.1360.1590.1810.2010.2210.2400.3870.6120.6540.654(N Nmin )/(N + 1)0.620.560.530.500.490.470.450.440.430.420.320.190.180.16R0.5060.5520.5980.6440.6900.7360.7820.8280.8740.9201.382.763.223.45N12.6110.619.819.108.888.478.097.917.747.576.164.854.774.76由图得， Ropt = 0. 640Nopt = 9.5

18、104塔高在塔顶，塔底温度下的粘度2,如下表:82.5 C129.5 C苯0.306 cp0.172 cp乙苯0.388 cp0.232 cp底=0.172 Xw +0.232(1 Xw) =0.230cp=( 顶 + 底)/2= 0.268 cp全塔效率 Et =0.49( a i )'0.245 =0.455NP = NT / ET =10/0.455=22块Z =( NP 1)* HT =(221)*0.45 =9 m5.求 Ls , Vs精馏段： M=78* X D +106* (1XD)=78*0.9852+106*(1 0.9852) = 78.41 g/mol 銚銻縵哜鳗

19、鸿锓 謎諏涼。由化工原理上册附录查得 ，20 C时，p苯=880 Kg/m3 , p乙苯=867Kg/m3挤貼綬电麥结鈺贖哓类。由于液体密度随温度变化不大，因此可视为定值。3p L =880 XD +867(1XD)=880*0.9852+867*(1 0.9852)=879.81 Kg/m 3赔荊紳谘侖驟辽輩袜 錈。p v =PM/RT 顶=101.325*78.41/ 8.315*(273+82.5)= 2.69Kg/m3塤礙籟馐决穩賽*冊庫。对精馏段进行物料衡算：V =L+D= (R+1 )D =(0.640 +1)*68.06 = 111.61 Kmol/hL =RD =0.640 *

20、68.06 =43.55 Kmol/hVs =V *M/ 3600*p V/3600*p L = 43.55*78.41 / 3600*879.81=0.0011M'= 78*0.0403+106*(1 0.0403) =104.87 g/mol=880 X w +867(1 Xw)=880*0.0403+867*(1 0.0403)=867.52=112.02*78.41 / 3600*2.69 =0.904Ls =L*M提馏段： p'L3m3 / s 裊樣祕廬廂颤谚鍘羋蔺。3m3 / s仓嫗盤紲嘱珑詁鍬齊驁。Kg/m 3 绽萬璉轆娛閬蛏鬮绾瀧。=PM '/RT 第=

21、101.325*104.87/ 8.315*(273+129.5)= 3.17p 'VV'=V =111.61 Kmol/h3 骁顾燁鶚巯瀆蕪領鲡赙Kg/m 骁顾燁鶚巯瀆蕪領鲡赙m3 / s 瑣钋濺暧惲锟缟馭篩凉。 m3 / S鎦诗涇艳损楼紲鯗餳類。 0.9852) 栉缏歐锄棗鈕种鵑= 38374.58KJ/Kmol对精馏段：Q =V* y =w 水 *CPC *(t2 t1)w 水 = V* y / CPC *(t2 t1)=111.61*42268.98/ 4.174*(40 30)=1 13024.45Kg/h 峴扬斕滾澗辐滠兴渙藺。对提馏段：L'= L+qF=

22、43，55+1*141.13 = 185.16 Kmol/hV's=V '*M /3600*p'V =111.61*104.87 / 3600*3.17=1.029L's=L'*M/ 3600* p 'L = 43.55*104.87 / 3600*867.52=0.00626.热量衡算由手册 查得：82.5 C 丫 苯=129Kcal / Kg=42260.4 KJ/Kmol丫乙苯=10.2 Kcal / g 分子=42840 KJ/Kmol129 C 丫苯=152.8Kcal / Kg=50057.28KJ/Kmol丫乙苯=9.02Kcal

23、/ g 分子=37884KJ/Kmol丫顶=丫苯 *Xd + y 乙苯(1 X d)=42260.4*0.9852+42840*(1瑶锬。= 42268.98KJ/Kmol丫底=丫苯 *Xw+ 丫乙苯(1 X w)=50057.28*0.0403+37884*(1 0.0403)辔烨棟剛殓攬瑤 丽阄应。y 加 =(2258.4 KJ/Kg) /(1/18 Kmol/Kg) =40651.2 KJ/Kmol 詩叁撻訥烬忧毀厉鋨骜。Q，= V ' 丫 ' +Q L = V 加* 丫 加V* 丫 ' = 0.95 V 加 * 丫 加V 加 =V* 丫 '0.95 丫加

24、 =111.61*38374.58/0.95*40651.2=110.90 Kmol/h 则鯤愜韋瘓賈晖园栋泷。精馏段塔板工艺尺寸计算:1.塔径：欲求塔径应先求出空塔气速U ，而 U =(安全系数) * UmaxUmax = C* ( p L p V ) /p V"2C可由史密斯关联图查出，横标的数值为：(Lh / Vh) *(p L / p V ) 1/2 =(0.0011/ 0.904) *(879.8/ 2.69) 1/2 =0.022 胀鏝彈奥秘孫戶孪钇賻。取板间距 HT = 0.045 m ，取板上液层高度 hL = 0.05 m ，则图中参数值为 HT hL = 0.45

25、 0.05 =0.40 md =21 mN/m ，校正，即 C =m/s 稟虛嬪赈维哜妝扩踴粜。 m 陽簍埡鲑罷規呜旧岿錟。2m根据以上数值，由史密斯关联图查得C20 =0.085 。因物系表面张力0.2C20 (b /20) . = 0.086，贝y Umax = 1.553 m/s鳃躋峽祷紉诵帮废掃減。取安全系数为 0.8，贝空塔气速为U =0.8* U max = 0.8*1.553 = 0.9631/2 1/2塔径 D =(4* Vs / n u)= (4*0.904 / n *1.242 )= 0.963按标准塔径圆整为D = 1 m ,则塔截面积At = n D2 /4 = 0.7

26、85实际空塔气速 u =0.904/ 0.785 =1.51 m/s2溢流装置 选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下: 堰长lw :取堰长lw = 0.6 D，即lw = 0.6*仁0.6m 出口堰咼hw : hw =hL how，采用平直堰，堰上液层高度how可依2/3hOW = (2.84/1000) *E*(L h/ Iw )计算，近似取 E=1，则可根据化工原理下册列线图3-查出 how 值。 沩氣嘮戇苌鑿鑿槠谔應。因 lw =0.6 m , Lh =0.0011*3600 = 3.96 m 3 /h，由该图查得 how = 0.01 m，贝U hw = 0.04 m。 堰高

27、hw 一般在0.03 0.05 m范围内，因此符合要求。钡嵐縣緱虜荣产涛團蔺。 弓形降液管宽度Wd和面积Af :用化工原理下册图 3-10求取 Wd及Af，因为2lw / D =0.6，由该图查得: Af / AT= 0.0550， wd / D = 0.110，则 Af = 0.550*0.785 = 0.043 m 2 懨 俠劑鈍触乐鹇烬觶騮。wd = 0.110*1 =0.110 m依下式验算液体在降液管中停留时间，即0 = 3600* A f * Ht / Lh = Af * Ht / Ls = 0.043*0.110 / 0.011 = 17.59 s 謾饱兗争詣繚鮐癞别濾。停留时间

28、0 >5 s，故降液管尺寸可用。 降液管底隙高度 ho: 依下式知:ho=Lh / (3600*lw * u'o ) = Ls / (lw * u'o ) 呙铉們欤谦鸪饺竞荡赚。取降液管底隙处液体流速u'o = 0.08 m/s ，则 ho = 0.0011 / ( 0.6*0.08 ) =0.029 m 取 ho=0.03 m 小塔一般取2530 mm,故符合要求。莹谐龌蕲賞组靄绉嚴减。3塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因子F。= 12，用下式求孔速Uo ,1/2 1/2Uo = Fo /( p V )= 12 /(2.49 )= 7.32 m/s依下式求每层

29、塔板上的浮阀数,即N = Vs /( n * d2。* Uo /4 ) = 0.904/( n * 0,0392* 7.32 /4 )= 103 麸肃鹏镟轿騍镣缚縟糶。取边缘区宽度 wC = m ,破沫区宽度 ws = m 。依下式计算塔板上的鼓泡区面积,即2 2 1/2 2As = 2*x*( R X )+ n * R * arcsin (x/R) / 180R =D/2 wC = 1.0/2 0.04 =0.46 mx = D/2 (wd + ws )= 1.0/2 (0.110+ 0.06)=0.33 m 納畴鳗吶鄖禎銣腻鰲锬。2 2 1/2 2 2As =2*0.33* (0.46 0

30、.33 )+ n *0.46 * arcsin (0.33/0.46) / 180= 0.550 m 風撵鲔貓铁频钙蓟纠庙。浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t = 75 mm=0.075 m ,则可按下式估算排间距t'即t' = As / (N*t) = 0.550/(103*0.075) =0.072 m= 72 mm 灭暧骇諗鋅猎輛觏馊藹。考虑到塔的饿直径较大 ,必须采用分快式塔板 ,而各分快板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用72 mm，而应小于此值，故取 t' = 65mm = 0.065 m 。铹鸝饷飾镡閌赀诨癱骝。按

31、t=75 mm， t'= 65 mm 以等腰三角形叉排方式作图，见附图三,排得阀数 95 个。按 N= 95 重排核算孔速及阀孔动能因数： 2uo = 0.904 / n * ( 0.039)*95 /4= 7.97m/s1/2Fo = 7.97*( 2.69) 1/2 = 12阀孔动能因数 Fo 变化不大，仍在 9 12范围内。塔板开孔率 = u / uo = 1.242 /7.97* 100% = 15.58%攙閿频嵘陣澇諗谴隴泸。塔板流体力学验算 ：1.气相通过浮阀塔板的压强降可根据下式计算塔板压强降，即hp = he + hi + h。趕輾雏纨颗锊讨跃满賺。 干板阻力：由下式计

32、算，即Uoc = (73.1 / p V)1.825 = (73.1/2.69) 1.825= 6.10m/s夹覡闾辁駁档驀迁锬減。因 uo >uoc ，故按下式计算干板阻力，即22he =5.34* p v *u o / ( p l *2 *g )= 5.34*2.69 *8.45/ (879.81*2 *9.81 ) = 0.059 m 液柱视絀镘鸸鲚鐘脑钧欖粝。o= 板上充气液层阻力：本设备分离苯和乙苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数0.5。根据下式知，h1 = £ o * hL =0.5 * 0.05 = 0.025m液柱偽澀锟攢鴛擋緬铹鈞錠。 液体表面张力所

33、造成的阻力：此阻力很小，可忽略不计。 因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为hp =0.059+ 0.025= 0.084 m 液柱725.0 pa 緦徑铫膾龋轿级镗挢廟。HdW $ (Ht + hw ) 。Hd 可则 单板压降 PP = hP *p L *g =0.084*879.81*9.812淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度,用下式计算，即Hd =hp +hL +hd騅憑钶銘侥张礫阵轸蔼。 与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度hp :前已算出hp = 0.084 m液柱 液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故按下式计算，即2hd = 0.153

34、*(LS / lW * ho ) 2 錾农剎貯狱颢幗騮。0.153*20.0011 / 0.6 * 0.026) 2= 0.00076 m 液柱 疠骐 板上液层高度：前以选定板上液层高度为hL =0.050 m则 Hd = 0.084+ 0.05+0.00076= 0.135 m取 0 = 0.5 ，又已选定 Ht = 0.45 m, hw =0.04m。贝U$(HT + hW ) = 0.5( 0.45+0.04) = 0.245 m可见HdW $ ( ht + hw ),符合防止淹塔的要求。3雾沫夹带按下式计算泛点率，即1/2泛点率 = VS *p V/(p Lp V) 1/2 +1.36

35、 LS ZL /K e F AT * 1 00%镞锊过润启婭澗骆讕瀘。或 泛点率 = VS *p V/(p Lp V) 1/2/0.78K eF AT *100%板上液体流径长度ZL =D2 wd = 1 2* 0.11= 0.78 m2 板上液流面积 Ab = At 2 Af = 0.785 2* 0.043=0.699 m榿贰轲誊壟该槛鲻垲赛。苯和乙苯正常系统，可按表史密斯关联图取物性系数 K=1.0 ，又由化工原理下册图 3-13查得泛 点负荷系数 eF = 0.126 ，将以上数值代入下式得 邁茑赚陉宾呗擷鹪讼凑。泛点率 = 0.908* 2.69 /( 879.81 2.69 ) 1

36、/2 +1.36 *0.0011 * 0.78/ 1.0*0.126* 0.699*100%嵝硖贪塒廩袞悯倉華糲。= 58.36%又得泛点率 =0.908* 2.69 /( 879.81 2.69) 1/2 / 0.78 *1.0*0.126* 0.785*100%该栎谖碼戆沖巋鳧薩锭。=65.18%根据上式计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足ev < O.IKg (液)/Kg (气)的要求。劇妆诨貰攖苹埘呂仑庙。塔板负荷性能计算：1雾沫夹带线依下式做出，即泛点率 = V S * p v/ ( p L p V) 1/2 +1.36 Ls Zl /K C f At *10

37、0% 臠龍讹驄桠业變墊罗蘄。按泛点率为80%计算如下：泛点率= Vs * 2.69/( 879.81 2.69 )1/2 +1.36 * Ls * 0.78/ 1.0*0.126 *0.699*100%鰻順褛悦漚縫輾屜鸭骞。= 80 %整理得 Vs =1.28219.29* Ls 由式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个Ls值，依式算出相应的Vs值列与下表中。据此可做出雾沫夹带线。穡釓虚绺滟鳗絲懷紆泺。3Ls / m /s)0.00190.0023Vs / m /s)1.261.242液泛线联立三式，得0/Ht + hw ) = hp +hL+ hd =he +h1 +ho+hL +hd

38、隶誆荧鉴獫纲鴣攣駘賽。由上式确定液泛线。忽略式中ho，将各式带入上式，得2 20 / Ht + hw ) =5.34* p v *u o / / p l *2 *g ) +0.153 / Ls / Iw ho )+ /1+ £ o) hw + / 2.184/1000)2/3*E /3600 Ls / Iw )浹繢腻叢着駕骠構砀湊。因物系一定，塔板结构尺寸一定，贝V Ht , hw , ho , I w , p V , p L , S o及0等均为定值， 而Uo与Vs又有如下关系，即 u o = Vs / / n * d2o * N /4 ) =9.306Vs 式中阀孔数 N与孔径d

39、o亦 为定值，因此可将上式简化成Vs与Ls的如下关系：鈀燭罚櫝箋礱颼畢韫粝。222/3Vs = 2.57 8731.94 Ls 19.58 Ls 惬執缉蘿绅颀阳灣愴鍵。在操作范围内任取若干个 Ls值，依式 算出相应的Vs值列入下表:3Ls / / m /s)0.0010.00150.0020.0033Vs /m /s)1.541.501.461.39根据表中数据做出液泛线。3液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35 s。易下式知液体停留时间为0 =3600* Af * Ht / Lh = 3 5 s贞廈给鏌綞牵鎮獵鎦龐。以B =5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则/

40、Ls ) max= Af * H t /5 =0.043 * 0.45/ 5 = 0.0039 m /s嚌鳍级厨胀鑲铟礦毁蕲。求出上限液体流量Ls值(常数)。在Vs Ls图上液相负荷上限线为与气体流量Vs无关的竖直线。薊镔竖牍熒浹醬籬铃騫。4. 漏液线对于F1型重阀，依式F。= u o * / p v ) 1/2 = 5计算，则u o =5/ / p v ) 1/2。齡践砚语蜗铸转絹攤濼。又知Vs =/ n /4) * d2o* N * uo ,则得Vs =/ n /4) * d2o* N *5/ pv ) 1/2 以Fo =5作为规定气体最小负荷的标准，则2 2 1/2 一/ Vs ) mi

41、n = / n /4) * d o * N * u o = / n /4) * d o * N *5/ / p v )绅薮疮颧訝标販繯轅赛。21/23=(n /4) * (0.039)*90*5/ (2.69 ) = 0.328 m /s饪箩狞屬诺釙诬苧径凛。据此做出与液体流量无关的水平漏液线。5. 液相负荷下限线 取堰上液层高度how = 0.006 m作为液相负荷下限条件，依 how的计算式 计算出LS的下限值，依次做出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。烴毙潜籬賢擔視蠶贲粵。2/3(2.184/1000) *E*3600( Ls ) min/ lw =0.0062/33取 E=

42、1，则(Ls ) min = ( 0.006 *1000 ) / ( 2.84*1 ) * (0.6/3600) = 0.0005 m /s鋝岂涛軌跃轮莳講嫗键。根据式可分别做出塔板负荷性能图上的五条线，如附图四。由塔板负荷性能图可以看出： 任务规定的气，液负荷下的操作点P (设计点)，处在适宜的操作区内的适中位置。 塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。 按照固定的液气比，由塔板负荷性能图查出塔板的气相负荷上限(Vs ) max= 1.258 m3/s ,气相负荷下限(Vs ) min = 0.39 m3/s，所以操作弹性 =1.25 / 0.44 = 3.13撷伪氢鱧轍幂聹

43、諛詼庞。现将计算结果列表:项目精馏段数值及说明备注塔径D/m1.00板间距Ht /m0.45塔板形式单溢流弓形降液管分快式塔板空塔气速u / ( m/s)1.242堰长lw /m0.6堰咼hW/m0.04板上液层咼度 hL /m0.05降液管底隙高度 ho /m0.029浮阀数N /个95等腰三角形叉排阀孔气速u °/ (m/s)7.97阀孔动能因数F。12临界阀孔气速u -/ (m/s)6.10孔心距t /m0.075指同一横排的孔心距排间距17m0.065指相邻二横排的中心线距离单板压降厶Pp /Pa725.0液体在液降管内停留时间0 /s17.59液降管内清液层高度Hd /m0

44、.135泛点率%58.36气相负荷上限(Vs)max/ ( m3/s)1.25雾沫夹带控制气相负荷下限(Vs)min/ ( m3/s)0.40漏液控制操作弹性3.13提馏段塔板工艺尺寸计算：1.塔径：欲求塔径应先求出空塔气速U ,而 U =(安全系数)* UmaxUmax = C* ( p L - P V ) /p v"C可由史密斯关联图查出，横标的数值为：(Lh / Vh) * ( p L / p V ) 1/2 =(0.0062/ 1.026) * (867.52/ 3.17) 1/2 =0.10 踪飯梦掺 钓貞绫賁发蘄。取板间距 HT =0.5 m ，取板上液层高度 hL =

45、0.07m ，则图中参数值为 HT hL = 0.43m根据以上数值，由史密斯关联图查得C20 =0.095。因物系表面张力 d =15 mN/m ，校正，即C =0.2C20 (d /20)0.2 = 0.090 ，则 umax = 1.49 m/s 婭鑠机职銦夾簣軒蚀骞。取安全系数为 0.6，则空塔气速为u = 0.8 * umax =1.192m/s塔径 D =(4* Vs / n u) 1/2 = (4*1.03 / n *1.00) 1/2 = 1.04 m 譽諶掺铒锭试监鄺儕泻。22按标准塔径圆整为D = 1.0 m ,则塔截面积 At = n D /4 = 0.7854 m俦聹执

46、償閏号燴鈿膽賾。实际空塔气速 u = 1.026 /0.7854 =1.306 m/s2溢流装置选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下： 堰长lw :取堰长lw = 0.8 D，即lw = 0.8m 出口堰咼hW : hw =hl 一 how，米用平直堰，堰上液层高度how可依2/3hOW =(2.84/1000) *E*(L h/ Iw ) 计算，近似取E=1，则可根据化工原理下册列线图 3-9查出 how 值。 缜電怅淺靓蠐浅錒鵬凜。因 Iw =0.8m , Lh =0.0062*3600 = 22.32 m3 /h,由该图查得 hoW = 0.026 m ,贝U hW =0.07

47、-0.026=0.044m。堰高hw 一般在0.03 0.05 m范围内，因此符合要求。骥擯帜褸饜兗椏長绛粤。 弓形降液管宽度Wd和面积Af :用化工原理下册图 3-10求取 Wd及Af，因为lw / D = 0.716 ,由该图查得： Af / AT= 0.106 , wd / D = 0.146 ,则 Af =0.106*0.7854 =0.0835 m2癱噴导閽骋艳捣靨骢鍵。wd = 0.146D=0.146 m依下式验算液体在降液管中停留时间,即0 = 3600* Af * Ht / Lh = Af * Ht / Ls = 0.0835 *0. 5 /0.0062 =6.7s 鑣鸽夺圆

48、鯢齙慫餞離龐。停留时间0 >5 s，故降液管尺寸可用。 降液管底隙高度ho:依下式知: ho=Lh / (3600*lw * u'o ) = Ls / (lw * u'o)榄阈团皱鹏緦寿驏頦蕴。取降液管底隙处液体流速u'o= 0.25 m/s ,则 ho = 0.0062/ (0.8 *0.25 ) = 0.031m 符合要求 逊输吴贝义鲽國鳩犹騸。3. 塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因子Fo = 12，用下式求孔速 Uo ,1/2 1/2Uo = Fo / ( p V )= 12/ (3.18)= 6.73 m/s依下式求每层塔板上的浮阀数,即N = Vs

49、/( n * d2。* Uo /4 ) = 1.03 /( n * (0.039) 2 * 6.73 /4 )= 128.2 129 幘觇匮骇儺红卤齡镰瀉。取边缘区宽度 wC = 0.04 m ,破沫区宽度 ws =0.06 m 。依下式计算塔板上的鼓泡区面积,即 誦 终决懷区馱倆侧澩赜。2 2 1/2 2Aa = 2*x*( R x )+ n * R * arcsin (x/R) / 180R =D/2 wC = 1.0/2 0.04 = 0.56mx = D/2 (wd + ws ) =1.0/2 ( 0.146+0.06) = 0.294 m2 2 1/2 2 2Aa =2*0.294*

50、(0.56 0.294 )+ n * 0.56 * arcsin ( 0.294/0.56) / 180=0.742 m 医涤侣綃噲睞齒办銩凛。浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。 取同一横排的孔心距 t =75 mm=0.075 m ,则可按下式估算 排间距 t'即 t' = Aa /(N*t) =0.756/(129*0.075) = 0.077 m=77mm 胪当为遙头韪鳍啰晕糞。考虑到塔的饿直径较大 ，必须采用分快式塔板 ，而各分快板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用77mm,而应小于此值，故取t" =65 mm = 0.065 m。鸪凑鸛齏

51、嶇烛罵奖选锯。按 t=75 mm, t'= 65 mm 以等腰三角形叉排方式作图,如附图五,排得阀数 107 个。按 N= 129 重排核算孔速及阀孔动能因数： 2uo = 1.03/ n * (0.039 )* 107/4 = 7.06 m/s 筧驪鴨栌怀鏇颐嵘悅废。1/2Fo =7.06*( 3.17 ) 1/2 =12.0阀孔动能因数 Fo 变化不大，仍在 912 范围内。塔板开孔率 = u / uo = 0.912 / 7.06 * 100% =12.9%塔板流体力学验算 ：1.气相通过浮阀塔板的压强降可根据下式计算塔板压强降，即hp = hc+hi + h。韋鋯鯖荣擬滄閡悬贖

52、蘊。 干板阻力：由下式计算，即u°c = (73.1 /p v ) 1.825 = (73.1/3.17 ) 1.825=5.58 m/s涛貶騸锬晋铩锩揿宪骟。因 uo >uoc ，故按下式计算干板阻力，即22he =5.34* p v *u o / ( p l *2 *g ) = 5.34* 3.17*6.69/ (867.5Z2 *9.81 ) = 0.045 m 液柱钿蘇饌華檻杩鐵样说泻。o= 板上充气液层阻力：本设备分离苯和乙苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数0.5。根据下式知，h1 = £ o * hL =0.5 * 0.07= 0.035m液柱戧

53、礱風愴浇鄖适泞嚀贗。 液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为hP =0.045+ 0.035= 0.080单板压降 PP = h P * p L *g =m 液柱0.080*867.52*9.81=680.83 Pa 購櫛頁詩燦戶踐澜襯鳳。2淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，HdW 0(Ht + hw ) 。Hd可用下式计算，即出= hp +hL +hd嗫奐闃頜暧踯谫瓒兽粪。 与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度hp :前已算出hp = 0.080 m液柱 液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故按下式计算，即22hd = 0.153* ( Ls / lw * ho ) = 0.153* ( 0.0062/ 0.8*0.03)= 0.0589 m 液柱虚龉鐮宠確嵝誄祷舻鋸。 板上液层高度：前以选定板上液层高度为hL =0.07m则 Hd = 0.080+ 0.07 +0.00589 = 0.160 m取 0