赵莉课程设计

1、信潺眸於孝遂课程设计说明书设计题目筛板式连续精储塔及其主要附属设备设计系（院）化学化工学院专 业化学工程与工艺年 级2012级姓 名学 号指导教师职称2015年9月化工课程设计任务书一设计题目筛板式连续精储塔及其附属设备设计二工艺条件工作能力：60000吨/年年工作日：每年按330天生产日计算原料组成：32%勺二硫化碳和68%勺四氯化碳（摩尔分率，下同）产品组成：储出液96%勺二硫化碳,釜液2.4%的二硫化碳操作压力：塔顶压力为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：间接蒸汽加热（5kgf/cm2）回流比：自选三设计内容1确定精储装置流程2工艺参数的确定基础数据查取及估算，工艺过程的物料衡算

2、及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔 板数等。3精储塔设备设计计算如：板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。4流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。5主要附属设备设计计算及选型（泵、冷凝器或再沸器设备计算和选型）6手绘绘制精储塔设备结构图和带控制点的工艺流程图7撰写说明书 TOC o 1-5 h z HYPERLINK l bookmark11 o Current Document 摘要 1 HYPERLINK l bookmark13 o Current Document 前言 2 HYPERLINK l bookmark15 o Current Document 一.

3、绪论 3 HYPERLINK l bookmark17 o Current Document 二精储塔的设计计算 3设计对象 3工艺条件 3设计内容 3参考数据 4二硫化碳和四氯化碳的平衡数据 4二硫化碳和四氯化碳的物性 4二硫化碳和四氯化碳的表面张力（T 4流程的设计及说明 5三全塔物料衡算 5精微流程的确定 5平均分子量 5物料衡算 6 HYPERLINK l bookmark19 o Current Document 四塔板数的确定 6相对挥发度的计算 6 HYPERLINK l bookmark21 o Current Document 确定操作的回流比R 7 HYPERLINK l

4、bookmark23 o Current Document 精储段和提储段操作线方程 7逐板法确定理论塔板数 8全塔效率的计算 8五塔工艺条件及物性数据计算 9操作压强的计算Pm 9操作温度的计算 9平均摩尔质量计算 10P平均密度计算：m 10液体平均表面张力0 m的计算 11液相平均粘度计算 11六塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 13塔径的计算 13溢流装置 14降液管宽度W d与降液管面积A f 15降液管底隙高度 16塔板布置 16开孔数n和开孔率小 16 HYPERLINK l bookmark25 o Current Document 七塔板流动性能的校核 17气相通过塔板的压强降h

5、p及4p的校核 17雾沫夹带量ev校核 17降液管液泛校核 17液体在降液管中停留时间校核 20 HYPERLINK l bookmark29 o Current Document 八.精储塔板上的负荷性能图 20雾沫夹带线 20液泛线（气相负荷上限线） 22漏液线（气相负荷下限线） 23液相负荷上限线 23液相负荷下限线 24 HYPERLINK l bookmark33 o Current Document 九热量衡算 25热量衡算示意图 25介质的选择 25热量衡算 26 HYPERLINK l bookmark37 o Current Document 十.管径的设计 26塔顶上升蒸汽

6、出口管的直径 D/ 26回流管直径Dr 26进料管白直径Df 26塔底出料管直径Dw 26塔底上升蒸汽出口管的直径 Dv 26 HYPERLINK l bookmark39 o Current Document 十一.塔附属设备的计算 26筒体厚度 26封头 26除沫器 26裙座 26人孔 26塔总体高度的设计 26全凝器 26加热器 26泵的选型 26贮罐的计算 26十二.精储塔设计计算结果汇总一览表 26 HYPERLINK l bookmark41 o Current Document 十三.对本设计的评述 26 HYPERLINK l bookmark43 o Current Docu

7、ment 十四.参考文献 26 HYPERLINK l bookmark45 o Current Document 十五.主要符号说明 26封头 29除沫器 29裙座 29人孔 30塔总体高度的设计 30全凝器 30加热器 31泵的选型 31贮罐的计算 32十二.精储塔设计计算结果汇总一览表 32十三.对本设计的评述 33十四.参考文献 34十五.主要符号说明 34摘要本次化工原理课程设计，设计了二硫化碳一四氯化碳分离设备连续筛板式精储塔。进料摩 尔分数为0.32,使塔顶产品二硫化碳的摩尔含量达到 0.96,塔底釜液摩尔分数为0.024。综合工艺方便，经济及安全多方面考虑，本设计采用了筛板式塔

8、板对苯一氯苯溶液进行分 离提纯。按照逐板法计算理论塔板数为10块，其中精储段塔板数为5块，提储段塔板数为5块。根据经验是算彳#全塔效率为0.471 ,塔顶使用全凝器，泡点进料。精储段实际板数为11块, 提储段实际板数为11块，实际加料板位置在第6块板。由精储段的工艺计算得到塔径 1.1m, 塔总高8.65m。通过流体力学验算表明此塔的工艺尺寸符合要求，由负荷性能图可以看出此精 储塔有较好的操作性能，精微段操作弹性为 2.58 o关键词：二硫化碳一四氯化碳、精储段、提储段、精储塔、筛板塔前言化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其 中大部分都是均相物质。生产

9、中为了满足储存、运输、加工和使用的需求，时常需要将这些混 合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。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 的应用。精储过程在能量计的驱使下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物的 挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混 合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务一定处理量的分离四氯化 碳和二硫化碳混合物筛板塔。板式精储塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精储塔进行了大量工业 规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩

10、塔相比，板式精 储塔具有下列优点：生产能力（20%-40%塔板效率（10%-50%而且结构简单，塔盘造价减少 40流右，安装，维修都比较容易。化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们能够初 步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性 质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程图、塔板结构图等图形。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。设计是一项政策 很强的工作，它涉及经济、技术、环保等诸多方面，而且还涉及多专业多学科的交叉、综合和 相互协调，是集体性的劳动。在设计过程中应该

11、考虑到设计的精储塔具有较大的生产能力满足工艺的需求，除此之外还 要有一定的潜力。比如说，结省能源，综合利用余热等等。经济合理，冷却水进出温度的高低 一方面影响到了冷却水的用量，另一方面还影响到传热面积的大小。即对操作费用和设备费用 均有影响，所以设计是否合理可以用热能 R等直接关系到生产过程经济问题的量来衡量。本课程设计的主要内容是过程的热量衡算，工艺计算，结构设计和校核。通过板式塔的设 计，我们能够初步熟悉课程设计的步骤，方法，原理以及注意事项。这是沃恩了解课程设计的 一个机会，我们应该充分利用这样的机会去认真的对待每一个任务，这将成为我们今后工作中 的一块坚实的基石。一.绪论本设计任务为分

12、离二硫化碳和四氯化碳苯混合物。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，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。塔釜采用问接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。二精储塔的设计计算设计对象精储塔及其主要附属设备设计工艺条件生产能力:60000吨/年年工作日:330天原料组成:32%的二硫化碳和68%勺四氯化碳（摩尔分数，下同）产品组成：储出液为96%勺二硫化碳，釜液为2.4%的二硫化碳操作压力：塔顶压强为

13、常压进料状况:泡点进料温度:泡点加热方式：间接蒸汽加热（5kgf/cm2）回流比：自选设计内容1确定精微装置流程；2工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。3主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。4流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。5主要附属设备设计计算2.4参考数据2.4.1二硫化碳和四氯化碳的平衡数据液相中二硫化碳的摩尔分率X气相中二硫化碳的摩尔分率Y液相中二硫化碳的摩尔分率X液相中二硫化碳的摩尔分率Y000.39080.63400.02960.08230.53180.74700.06

14、160.15550.06300.82900.11060.26600.75740.87900.14360.33250.86040.93200.25800.49501.01.02.4.2二硫化碳和四氯化碳的物性项目分子式分子量M沸点C密度g/c ?二硫化碳c&7646.5四氯化碳CCl 415476.82.4.3二硫化碳和四氯化碳的表面张力（T温度C46.561.576.8二硫化碳28.526.124.5四氯化碳23.621.420.22.5流程的设计及说明Vn-1冷凝水Vn塔顶产品f或冷凝为谒出海进料Ln降液管Vp ID寸回流罐加热水蒸汽跳匕.一 _ , 再器塔底产品（酸残液）图1 板式精储塔的

15、工艺流程简图工艺流程：如图1所示。原塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底 产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸 汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借 助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了 使精储塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵，有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中 的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。 三全塔物料衡算精微流程的确定苯和甲苯的混合液

16、体经过预热到一定的温度时送入到精储塔，塔顶上升蒸气采用全凝器 冷凝后，一部分作为回流，其余的为塔顶产品经冷却后送到贮中，塔釜采用间接蒸气再沸器供 热，塔底产品经冷却后送入贮槽。流程图如图 1所示。塔的物料衡算二硫化碳摩尔质量 M a =76kg/kmol四氯化碳摩尔质量 Mb =154 kg/kmol平均分子量M F =0.32 76+ (1-0.32)154=129.04 kg/kmolMd = 0.96 76+ (1-0.96) 154=79.12kg/kmolM w =0.024 76+ (1-0.024)154=152.13kg/kmol3.3物料衡算每小时处理摩尔量F=60000 1

17、000 =58.71kmol/h 24 330 129.04总物料衡算：D-W=F易挥发组分物料衡算：DXd Wxw -FXf0.96D 0.024W =0.32 58.71联立以上三式可得：D =18.57kmol/hW =40.14kmol/h四塔板数的确定4.1相对挥发度的计算温度C液相中二硫化碳的摩尔分率x气相中二硫化碳的摩尔分率y温度C液相中二硫化碳的摩尔分率x气相中二硫化碳的摩尔分率y46.31.0001.00063.70.32090.549746.50.98170.993467.50.21500.410450.20.81200.922371.80.10730.231154.60.

18、63030.704175.60.021750.0518859.20.46520.696176.800所用参考数据二硫化碳和四氯化碳的平衡数据由线性内插法可得67.5-63.70.2150-0.3209tF -63.7,-tF0.3200-0.3209= 63.73 C50.2 -46.5tD -46.5 = 0.8120-0.9817 0.9600-0.9817 tD -46.97 C75.6 -71.8 tW -71.8=0.02175-0.1073 0.024-0.1073tw = 75.50 C故由塔顶温度可求塔顶气相组成46.5 -50.246.5-46.97 = 0.9934 -0.

19、92230.9934 -yD yD =0.9844由进料温度求进料气相组成67.5 -63.763.73 -67.50.4104 -0.5497yF -0.4104yF -0.5486由塔底温度求塔底气相组成75.5-71.8yw -0.2311=yw =0.066675.6 -71.80.05188 -0.2311安托尼公式中的参数ABC四氯化碳9.25402808.19-45.99二硫化碳9.36422690.85-31.62由安托尼公式在进料板处有oln pcs = 9.36422690 .85o5:pcs u 1.73210 Pa58 .6273 .15 31 .622oln pccl

20、 = 9.25402808 .19-o5 c:Pccl = 0.670510 Pa58 .6273 .15 45 .994故相对挥发度：.5Pcs21.732105=5=2. 583Pccl 40. 670510 5确定操作的回流比R1Xdo(1 -Xd)1Rnin =-1 -1 Xf1 一 Xf12 583-10.96 2.583(1Q9610.32 -1 -0.32=1.799故回流比 R = 2Rnin = 2 1.799 = 3. 598精微段和提储段操作线方程(1)进料热状况参数 泡点进料q=1 v=v L=L+qF(2)精储塔的汽液相负荷精储段：L = RD =3.598 =18.

21、57 =66.815kmol / hV =(R 1)D =(3.598 1) 18.57 =85.385kmol/h提储段：L -L qF =66.815 1 58.71 =125.525kmol/hV =V =85.385kmol/h(3)操作线方程精储段：XDR1jx3.598 10.96 1=0. 7825 0. 2088提储段:_ _ _ _ _ .L W125,52540.14ym1Xm -Xw =Xm-*0,024 = 1.470% -00113L -wL -w125.525-40.14125.525-40.14逐板法确定理论塔板数x 2.583x .y相平衡万程y=或乂=1 （：

22、 -1）x 1 1.583X2.583-1.583y又塔顶有全凝器，故y1 =Xd = 0. 96 代入 得0.96x1 二2.583 -1.583 0.96=0.9028再代入 得 y2 =0.7825M0.9028+0.2088 = 0.9152再代入得X2 =0.9152= 0.80692.583 -1.583 0.9152如此依次可求得 TOC o 1-5 h z V3=0.8402X3=0.6706y4=0.7334x4=0.5159y5=0.6124x5=0.3796y6=0.505&x6=0.2838可知x6 xF ,即第6块板为加料板将乂6代入得y7 = 0. 4059再代入得

23、x7=0.2092y8 =0.2963x8 =0.1402y9 = 0.1948, x9 =0.0856y10 =0.1144 x10 -0.0477yn =0.058& xn =0.0236 : x. =0.024可知x11 cxW,故精储段为5层，提储段为5层。4.5全塔效率的计算硫化碳粘度参考数据表温度C406080粘度mPa s0.3210.2840.255四氯化碳粘度参考数据表温度c406080粘度mPa s0.7410.5800.4678塔顶与塔釜的平均温度tmtD tw246. 9775. 50 = 61.24线性内插63.7 -59.20.3209 -0.465261.24 -

24、63.7 xa-0.3 2 0 9-Xa =0.39 9 8线性内插法80 -6063.7 -59.20.5497-0.696161.24-63.7 AyA 0.5497 yA = 0.629780 - 6061. 24 _ 800. 255 一 0. 284JA - 0. 255=1A = 0. 282mPa s61.24 -800.467 -0.581% -0.467= B =0.574mPa s故有LD =0.3998 0.282 (1 -0.3998) 0.574 = 0.4572故可求全塔效率 ET = 0. 4S(.：iL)-.245 = 0.49 (2. 583 0. 4567)

25、 245 = 0.471Nmin 5故精储段实际板数N = 上二 11块 TOC o 1-5 h z ET0.471,N min5,提储段实际板数N =上= 11块ET0.471故全塔实际板数N = 11 11 = 22块五塔工艺条件及物性数据计算操作压强的计算Pm塔顶压强Pd =101.33kPa ,取每层塔板压降 P = 0.7kPaU:进料板压强：PF = 101. 33 11 * 0. 7 = 109. 03kPa塔釜压强：PW = 101.33 22 * 0.7 = 116. 73kPa精微段平均操作压强：P精=Pd Pf = 101.33 109.03 = 105. 18kPa 2

26、2提储段平均操作压强：P提=PFPW = 109.03 116.73 = 112. 88kPa 22操作温度的计算前已计算：塔顶温度为tD = 46.97 C进料温度为t f = 63. 73 C塔底温度为t w = 75. 50 C精储段平均温度t精=t三士 =46. 97 63. 73 = 55. 35 C 22提储段平均温度t提= 75. 50 63. 73 = 69. 62 C 22平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量的计算：由Xd =yi =0.96,由平衡方程得Xi =0.9028Md= 0.96 76 (1 -0.96) 154= 79 1水g/kmolMLd =0.902876+(1

27、-Q9028M154=835&g/kmol；进料板摩尔质量的计算：y6 = 0. 5058, X6 = 0. 2838M/f= 0. 505876(1 - 0. 5058)154 = 114. 548kg/ kmol ；MLf= 0. 283876(1 - 0. 2838)154 = 131. 864kg/ kmol;塔釜摩尔质量的计算：xw =0.0236,yw =0.0588MVW =0.0588 76 (1 -0.0588) 154 = 149.414kg/kmolM LW = 0.0236 76 (1 - 0.0236) 154 = 152.159kg / kmol精微段平均摩尔质量:

28、M/dM/f79. 12 114. 58二 96. 85kg / kmol ；M ld M lf83.58 131.864=107.72kg / kmol ；提储段平均摩尔质量:MvM vf M vw114.548 149.414= 131.981kg/kmol ;Ml =M LF M LW131.864 152.159=142.012kg/kmol ；一一P平均密度计算：m(1)液相密度&m：依下公式计算：LiPi(aj为质量分数)查表可得到塔顶：PA = 1223. 24kg / m3, PB = 1243. 31kg / m310进料：b = 1509.73kg / m3 曲=1497.

29、43kg / m33_3塔底： a = 1179. 20kg / m % = 1486. 7kg / m顶部分依下式:l/lm =aA（a为质量分率）其中aA =0. 96 760.96 76 (1=0.0.96) 154922即：10.922二ld1223.241 0.922q一：LF =1224.78kg/m3;1243.31加料板处：由加料板液相组成:0.32 76aA0. 32 76 (1 - 0. 32) 154= 0. 1880.1881497.411 -0.188 一、3lf = 1507.40kg /m1509.73釜处液相组成:0.024 76aA0. 024 76 (1 -

30、 0. 024) 154=0.0119910.01199 1 -0.011993=+= PLW = 1482.07kg / m ; ：LW 1179.201486.70故精储段平均液相密度:Pl精1224.78 1507.403=1366.09kg/m ;提储段的平均液相密度:0L提：lw：lf1482.07 1507.40= 1494.735kg/m3;（2）气相密度Pvm :精储段的平均气相密度105. 18 * 96. 85RT8. 314 * (273. 1555. 35)=3. 73kg提储段的平均气相密度P是Mv112.88*131.981RT 8.314* (273.15 69.

31、62)=5.23kg /m3液体平均表面张力0m的计算组分的表面张力6表（mN/m11温度，(C)406080(T二硫化碳29.3326.4123.54四氯化碳23.3521.0218.74n液相平均表面张力依下式计算，及 :-5Xii 1 塔顶液相平均表面张力的计算由tD = 46.97C内差计算得:a =28.31,% =22.53 Ad = 0.96父 28.31+(1-0.96)父 22.53 = 28.08 ；进料液相平均表面张力的计算由tF = 63. 73C内差计算得：；=A = 25. 87,二B = 20. 59 ；oLF -0.32* 25.87 (1 -0.32)*20.

32、59-22.28 ； 塔釜液相平均表面张力的计算由tW = 75.50C内差计算得：二 a=24.19,；=b = 19. 25； ；=LW = 0. 024 24. 19 (1 - 0. 024)19.25 = 19.37;则：精储段液相平均表面张力为:仃精二 LD -LF228. 0822. 28 : 25.182提储段液相平均表面张力为:提二 LW .二 LF222.28 19.372= 20.835.6液相平均粘度依下式计算即 lgLm = Xlgi ；塔顶液相平均粘度的计算，由tD = 46.97 C内差计算得:口a = 0. 308mPa s, % = 0. 685mPa s ；L

33、D = 0. 96 * 0. 308 (1 - 0. 96) * 0. 685 = 0. 323mPa s进料板液相平均粘度的计算：由tF = 63. 73 C得到：-A =0.279mPa s, -B =0.559mPa s；lf = 0. 32 0. 279 (1 - 0. 32)0. 558 = 0. 469mPa s塔釜液相平均粘度的计算：由tW = 75.50 C内差计算得：12a = 0. 262mPa s,b = 0.492mPa sLW = 0. 024 0. 262 (1 - 0. 024) 0.492 = 0. 486mPa s精微段的也匀粘度：精=LD LF = 0.32

34、30.469 = 0. 396mPa s TOC o 1-5 h z 22提储段的也匀粘度：内是=人lf = 0.469 0.486 = 0. 478mPa，s22六 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算6.1塔径的计算精微段:VMv85.385*96.853,气液相体积流重 Vs二二=0.616m / s3600 7Vt3600*3.73LsLM l3600 % 精66.815*107.723600*1366.093=0.001463m /s提储段：V = V = 85.385kmol / h ； V MV 85.385* 131.9813气液相体积流重Vs0.5 9m /s3600 %提 3600

35、*5.23LsLMl3600 提125.525*142.0123600*1494.7353.=0.00331m /s;精储段：初选板间距 = 0.45m ,取板上液层高度=0.06m ,故：HT - hL = 0. 45 - 0.06 = 0. 39mLsPl精)i/2 =(0.001463 1366.09)i/2 =0.0455查图表必精0.6163.73C20 = 0. 0840;依公式0.20.2c c (仃精;25. 18、C = C20 = 0. 084 !20=0. 0880 ；13U max = C外精一 0V精=0.088段吐33Pv 精V取安全系数为0.6,则：u = 0.6

36、umax = 0.6 1.682 = 1.009m s3.73=1.682 m s故：D =4Vs4 0.616二 0.1009=0.882m;按标准，塔径圆整为1.0m, TOC o 1-5 h z 塔的横截面积 AT = D2 = 2 =0.785m2 44则空塔气速为u =% =0.785m/sAt提储段：_ _ _(三 屈)1/2g 35)1/2 =0.0934；VsPV 提0.5995.23查图C20 =0.080;依公式：C=C= 0.0800. 20. 220. 83.J=0. 0807 ;八 Pl提一只 co0：1494.735 5.23/umax = C .=0.08071.

37、362 m s:v5.23取安全系数为0.60,u =0.6umax =0.6M1.362 = 0.8172m/s；=0.966m；4Vs _4 0.599二 u 二 0.8172为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化，在提储段与精储段的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸；故:D 取 1.0m2 二 oo V塔的横截面积：At = D =一父 =0.785m 空塔气速为u =匚=0.7631m/s44A,T6.2溢流装置选用单溢流（直径在2.2m以下），弓形降液管（因圆形降液管一般只用于小直径塔），采 用凹形受液盘（对于直径在 800mmz上的大塔，目前多采用凹形受液盘），深度 hW =50m

38、m 各项计算如下：（1）精储段:1、溢流堰长 lw 为 0.7D,即：lw =0.7*1.0 = 0.7m；2、出口堰高hW hW = hL-hW取板上层精液高度hL = 0.06m取E值为1.0依下式得堰上液高度:how二空E11000lw2/32.84 0.001463* 3600 ;X1.0M1000 5s)故降液管尺寸可取。4、降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速u0=0.07m/s 精储段hLsho :依式计算降液管底隙图度h0,即： lwU00.001463二 0.0299 m0.7 0.07hw -h0 =0.0491-0.0299 = 0.0192m 0.006m因此所

39、设的降液管底隙高度合理取 h0 =0.0299m。提储段：溢流堰长 l w 为 0.7 D ,即：lw =0.7*1.0 = 0.7m ; 出 口堰局 hw hw =h_ how ；取E为1.0依下式得堰上液高度:how2.8410002/32.840.00331*3600 1父1.0/1000、0.7)= 0.0188mhw =0.06-0.0188=0.0412m。6.3降液管宽度W d与降液管面积A; TOC o 1-5 h z 有lw/D=0.7 查得Wd / D = 0. 14, Af / Ar = 0. 092,:.1 2:,二22Af =0.092 D =0.092* *1.0

40、=0.0722m4415Af Ht0.0722 3600 0.45i =；-=Ls6.4降液管底隙高度0.00331 3600= 9.82s( . 5s)取液体通过降液管底隙的流速u0=0.16m/s依式计算降液管底隙高度%,即:.Ls0.00331ho = s0.0296mlwu。0.7 0.16因此所设的降液管底隙高度合理6.5塔板布置（1）边缘区宽度WC与安定区宽度Wshw -h0 =0.0412-0.0296 = 0.0116m . 0.006m 取 h0 = 0.0296m 0边缘区宽度WC :因D =1m 1.5m ,WC 一股取为3050mm取 W = 40 mm安定区宽度 Ws

41、 ：因D =1m 1.5m ,则Ws可取为6075mm时Ws=60mm依下式计算开孔区面积Aa=2x.R2-x2R2sin 1 x TOC o 1-5 h z _180 R-0.14 0.06 )尸0.3m其中 x - D - Wd Ws in1022R = -Wc =- 0.04 = 0.46m22故：:22，n2 0.3 I2A)=2 0.3v0.46 -0.3 +父0.46 sin 尸0.51m0t 0.7kPa (不满足工艺要求)提储段：气体通过每层塔板的液柱高度为hp = hc+hl +h0 = 0.027 + 0.0306 + 0.0011 = 0.0587m 液柱18气体通过每层

42、塔板的压降为pp = PL ghp = 1494.735父9.81 父 0.0587 = 0.86kPa 0.7kPa （不满足工艺要求）3.27.2雾沫夹带量ev校核用Hunt经验公式计算5.7X10，一UaeV, e =H H t -hf精储段：式中：hf =2.5儿=2.5 X 0.06=0.15UaVsAT-Af0.6160.785 -0.0722=0.86m/s TOC o 1-5 h z 33.235.7x10 ua 5.7父100.86e/ = .1a Ht -hf25.18 0.45-2.5 0.06 J= 0.00658kg液/kg气0.1kg液/kg气（满足要求）提储段：式

43、中：hf=2.5hL=2.5 X0.06=0.15Vs0.599=-v- = =0.84m/sUaAtAJ 0.785 -0.0722,5.7M10，一e/ =Ua3.2,_ 5.7-10. -0.8420.83 。45-2.5父 0.063.2= 0.00738kg液/kg气c 0.1kg液/kg气(满足要求)7.3降液管液泛校核为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中精液高度Hd W邛(Ht +hw) , Hd =单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：精储段：hp =0.0535m r提储段：hP =0.0587m液体通过降液管的压头损失： 3精储段：hd =0.153(二)2 =0.153

44、(14-)2 =0.000748mlwh00.7 0.0299F-3L3 31 10提储段：hd = 0.153(-)2 =0.153( 3.31 10 )2 =3.45 104m h0.7 0.0296Wl “0板上液层高度：精储段hL= 0.06m,则Hd =0.0535 0.000748 0.06=0。14m提储段h= 0.06m ,则：19Hd =0.0587 3.45 10，0.06 =0.122m苯一氯苯物系属于一般物系，故取 =0.4,则精储段： （Ht hw） =0.4 （0.45 0.0491） = 0.199mHd（中（Ht +hw）,所以符合防止淹塔的要求提储段 （Hth

45、w ）=0.4 （0.45 0.0412） = 0.196mHd 3s （满足要求） 0.001463提储段： -0.0722 = 9.82s3s （满足要求） 0.00331严重漏液时，筛板塔 儿占0.0056 0.13 hW - hoW - h二精微段：ha = 0. 0015可则 % = 0.0056 + 0.13乂0.06-0.0015 = 0.01m3.732 9.81 1341.24 0.01 ,= 0.836.9m/s筛板的稳定性系数K:u010.441K = 0 =1.52 1.5 2 （符合要求）Uo6.9提储段：hj = 0.0016色贝U ho = 0. 0056 + 0

46、. 13 父 0. 06 - 0. 0016 = 0.0145m贝U Uo = C。2gPLhPv= 0.82 9.81 1460.65 0.01165.23=6.5m/s筛板的稳定性系数K:K :10153，,2 （符合要求） u06.5八.精微塔板上的负荷性能图8.1雾沫夹带线,：VVs,136LsZl精微段：泛点率=VM 100% ,KCfA按泛点率 80%+算，其中，Zl 二 D - 2Wd, Ab 二 At - 2Af20取物性系数K=1.0,泛点负荷系数图查得Cf =0.128,代入公式有:3.73Vs+1.36M Ls x0.792s 1366.09-3.73s0.8 -1 0.

47、128 0.785-2 0.0722化简得 Vs =1.26 - 20.71 Ls在操作范围内，任取几个Ls值，依式Vs =1.26-20.71Ls算出对应的Vs值列于下表:提储段:泛点率=Vs.:11.36LsZll-v100%KCfAbLs, m3/s0.00060.00150. 0030.00450.0063Vs,m /s1.2471.2291.1981.1661.136依据表中的数据在下图中做出雾沫夹带线按泛点率80%+算，其中，ZL-WJAb-Af取物性系数K=1.0,泛点负荷系数图查得Cf= 0.127,代入公式有： 523Vs ； 1.36 Ls 1 -2 0.14s .1494

48、.735-5.23s0.8 =1 0.127 0.785-2 0.0722化简得 Vs=1.09 -16.40Ls在操作范围内，任取几个Ls值，依式Vs = 1.09-16.40Ls算出对应的Vs值列于下表:表721Ls, m3/s0.00060.00150. 0030.00450.006Vs, m 3/s1.0801.0651.0411.0170.992依据表中的数据在下图中做出雾沫夹带线8.2液泛线（气相负荷上限线）由公式 Ht hw =hp hw how 1%即 Ht hw =5.34 Vu00.153：l 2gLs 21 w ho+ (1 + P ) hw +2.8410002/3匚

49、3600LsE l lw /精储段：其中E为液流收缩系数，一般取为1.0,VsU0 二 A0.196=5.34373Vs2_ _2136609x2x9.81x0.059L 1000 20.153 0.7 299I +1.57 0.0491 +2.842/33600Ls )E s I1000 0.7 ；得：Vs2 = 0.558-6.23L：3 -1639.72L；在操作范围内，任取几个Ls值,依式（7-4）算出对应的Vs值列于下表:0. 196=5. 34(25 27乂146Q 65 2 9.81 0. 05620. 1532/ “1000 77父 31. 5 2/ 32. 84 3600L

50、(、十 1. 57 0. 0388 十E 1000 i 0.77 ,表8Ls, m3/s0.00060.00150.0030.00450.006Vs, m3/s0.5130.4730.4140.3550.293依据表中数据作出液泛线提储段：其中E为液流收缩系数，取为1.0, u0= A。化简得：V2 = 0.273-2.713L(s/3-757.32L(；在操作范围内，任取几个Ls值，依式（7-4）算出对应的Vs值列于下表:表9Ls,m3/s0.00060.00150.0030.00450.006Vs, m3/s0.2530.2360.2100.1840.156依据表中数据作出液泛线228.3

51、漏液线（气相负荷下限线） 精储段：方程联立，即：u0=C0 J2gh0#:VA0h0=0.0056+0.13(hw +%w )-hQnu0=0.83j2M9.81h0,136609= JVs 33.730.045，h0= 0.0056+ 0.13(hW +%w )0.0015，how =2.84 10 3E2/3Ls m3600)I lw 22/3=Vs =0.093 1.095Lshow =2.84x103600Ls f/3 1 0.7 J在操作范围内，任取几个Ls值，依式（7-3）算出对应的Vs值列于下表:表10八：L VSkCo . 2gh比小。=0.0056 +0.13(hw+hOw)

52、-ha二,c cc-1494.735Vsu0 = 0.83/2 m 9.81h0=55.230.045，h0=0.0056 + 0.13(hw+hOw)0.0011 ，hw=2.84 10 3E2/3LsM3600 lw=Vs2 -0.068 0.850Ls2/33hOw =2.84父10，2/3 3600Ls) , 1 0.7 J在操作范围内,Ls,m3/s0.00060.00150.0030.00450.006Vs,m3/s0.3180.3270.3400.3500.358依据表中数据作出漏液线 提储段：方程联立，即：取几个Ls值，依式（7-3）算出对应的Vs值列于下表:表11Ls, m3

53、/s0.00060.00150.0030.00450.006Vs,m3/s0.3150.3210.3300.3390.350依据表中数据作出漏液线8.4液相负荷上限线液体的最大流量应保证精储管中停留时间不低于3-5s,液体降液管内停留时间T =AdHr =3-5s,以t =5s为液体在降液管中停留时间的下限，即t=AHj=5sLSLs精微段：Ls,max =HT组=0.45-0.0722 =0.00650m3/s23提储段：Ls,max= HtAJ =0.45x0.0722 =0.00650m3/s8.5液相负荷下限线取堰上液层高度how=0.006m,作为液相负荷下限条件，2/3,3600L

54、s 、how = 0.00284 E =0.006I lw2/3精储段：how = 0.00284E 3600Ls =0.006= Lsmin = 7.05父10工m3/s、0.77 J，3600LC2/3.，提储段：hOW =0.00284E 36s I =0.006口 Lsmin = 7.09父10工m3/sOW,、0.77 Js,精微段塔板负荷性能图24Vs1.51.41.31.21.1 ,1.00.90.80.7 一0.6 .0.50.40.30.2 ,0.1 ,0.00.0000.0010.0020.0030.0040.0050.0060.0070.0080.009Ls (m3/s)

55、提储段塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可看出：(1)在任务规定的气液负荷下的操作点处在适宜操作区的适中位置。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 =0.641 (0.630) m3/s,气相负荷下限(VS)min =0.248(0.131) m3/s,所以精微段操作弹性为(V =匕6M = 2.58,VS0.248F提储段操作弹性为(VS应=旦箜 =4.81VS0.131九热量衡算热量衡算示意图介质的选择 加热介质的选择选择饱和水蒸气因水蒸气清洁易得，温度151七，工程大气压为490.35kpa,因水蒸气清洁易得, 不易结垢，不腐蚀管道，饱和水蒸气冷凝放热值大，而

56、水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程 数相应越小，但水蒸气不宜太高。冷却剂的选择平均气温为25故选用25七的冷却水，温升5 cC,即冷却水的出口温度为40七。25热量衡算46.2 273.15552.15=0.578Tr2tDTc46 .97273 .17522 .15=0.580HV2 =旧122)038 =3521-T,13=293.86kJkg0.25mm,故最后取C1 = 0.25mm.校核水压试验强度：根据式：Di e 0.9 .二 s,2 e00ikPT =1.25P=1.25x0.119 = 0.15MPa, t 200C时，予 -1, P = PC = 0.119MPa I b6

57、e =6n -C =5-1.25=3.75mni 查表得仃S =235MPa贝UrT =0.15 m(1000 +3.75)=20.07MPa,而0. 9PS = 169. 2MPa 2 3.75J 0.25mm,故最后取C1 = 0.25mm.除沫器空塔气速较大，塔顶带液严重以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作这里选用丝网除沫器，其具有比表面积大，质量轻，空隙大及实用方便等优点 JP,-P.设计气速选取：u=kV，系数k =0.107VPv1366.09-3.73 0.107，3.73=2.04m/ s除Vs黑=0.

58、620m裙座塔底常用裙座支撑，裙座的结垢性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。裙座内径为1000mm，取裙座壁厚20mm,则基础环内径：Dib =(1000 2 20) - (0.3) 103 = 740mm290.119 11002 113 0.8 -0.0.119基础环外径：Dob =(1000 2 20) (0.3) 103 = 1340mm圆整：口匕=800mm,Db = 1400mm ,基础环厚度，考虑到腐蚀余量取14mm考虑到再沸器裙座高取2m,地角螺栓直径取M 30 0人孔一般每隔45m设一个人孔，本塔中共22块板，须设3个人孔

59、，每个孔直径为450mm。塔总体高度的设计板式塔的塔高(不包括裙座)由下式决定： (H =Hd (Np -2 -S) Ht S Ht Hf Hb(8-1)式中H D塔顶空间，m；HB塔底空间，m；HT塔板间距，m；HT开有人孔白塔板间距，m；HF进料段高度，m；Np实际塔板数;S人孔数目(不包括塔顶空间和塔底空间的人孔)。塔顶部空间高度Hd是指塔顶第一层到塔顶(不含封头)的直线距离，取为 1000mm 塔的底部空间高度Hb是指塔底最末一层塔盘到塔底(不含封头)的距离，釜液停留时间取 10min。41=13.07 CHb = (Vw nR 父)/(nR )其中，Vw = Ls 父600 32Qc

60、om544.180.8 13.072=52.04m2,取安全系数为1.1,则实际面积A = 1.1父52.04= 57.25m2选用089X210mm的碳钢管，管心距为40mm传热管长度取为4m,管子正三角形排列11.8加热器选用 U型管加热器，蒸汽选择151c饱和水蒸气，传热系数 22K =1000Kcal/(m h P) = 4186kg/(m h ) , $=151100 = 519由热量衡算知 Q = 838. 32kJ / S换热面积：A = QS- k t643.9 36004186 512=10.17m2 。取安全系数为1.1,则实际面积A =1.1 13.72 = 15.09m