苯-氯苯浮阀式精馏塔的设计.pdf

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1、-.成绩*民族学院化工原理课程设计说明书题题目：目：苯苯-氯苯浮阀式精馏塔的设计氯苯浮阀式精馏塔的设计设设 计计 人：人：*系系别：别：生物工程生物工程班班级：级：生物工程生物工程 104104指导教师：指导教师：*设计日期：设计日期：20122012 年年 1010 月月 2222 日日 11 11 月月 2828 日日-优选-.化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书(一一)设计题目苯设计题目苯-氯苯连续精馏塔的设计氯苯连续精馏塔的设计(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)原料液组成：氯苯 40%(质量)。(2)塔顶馏出液：氯苯不得高于 2.5釜液含苯 2%

2、,(质量)。(3)处理能力：60000 吨/年 料液(4)工作日：320 天/年操作条件操作条件(1)塔顶压强：常压(表压)。(2)进料热状态：泡点。(3)回流比：自选。设备型式设备型式F1 型浮阀塔三设计内容三设计内容1设计说明书的内容1)精馏塔的物料衡算；2)塔板数确实定；3)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4)精馏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。-优选-.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2.杨祖

3、荣 主编。化工原理化学工业。2009.6第二版。3任晓光 主编。化工原理课程设计指导化学工业。2009.2 第一版。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。-优选-.目录目录前言前言 6 61设计方案的思考 62.设计方案的特点 63工艺流程确实定 7一设备工艺条件的计算一设备工艺条件的计算 8 81设计方案确实定及工艺流程的说明 82全塔的物料衡算 92.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 92.2 平均摩尔质量92.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率 93塔板数确实定 103.1理论塔板数N NT T的求取103.2 确定操作的回流比R113.3求理论塔板数133.4 全塔效率

4、E ET T133.5 实际塔板数N Np p近似取两段效率一样 164操作工艺条件及相关物性数据的计算 174.1平均压强p pm m174.2 平均温度t tm m17-优选-.4.3平均分子量Mm174.4平均密度m184.5 液体的平均外表X 力m m194.6 液体的平均粘度L,m214.7 气液相体积流量226 主要设备工艺尺寸设计 206.1 塔径207 塔板工艺构造尺寸的设计与计算 227.1 溢流装置247.2 塔板布置27二塔板流的体力学计算二塔板流的体力学计算 26261 塔板压降 302 液泛计算 313 雾沫夹带的计算 334 塔板负荷性能图 354.1 雾沫夹带上限

5、线354.2 液泛线364.3 液相负荷上限线374.4 气体负荷下限线漏液线 384.5 液相负荷下限线38三板式塔的构造与附属设备三板式塔的构造与附属设备 40401 塔顶空间 402 塔底空间 413 人孔数目 414 塔高 415 接收 425.1 进料管425.2 回流管425.3 塔顶蒸汽接收435.4 釜液排出管445.5 塔釜进气管396 筒体与封头 457.1 筒体457.2 封头457.3 裙座467 附属设备设计 467.1 泵的计算467.2 冷凝器477.3 再沸器48-优选-.四计算结果总汇四计算结果总汇 4848五完毕语五完毕语 5050六符号说明：六符号说明：5

6、151前前 言言1 1原理原理双组分混合液的别离是最简单的精馏操作。典型的精馏设备是连续精馏装置，包括精馏塔、再沸器、冷凝器等。精馏塔供汽液两相接触进展相际传质，位于塔顶的冷凝器使蒸气得到局部冷凝,局部凝液作为回流液返回塔顶,其余馏出液是塔顶产品。位于塔底的再沸器使液体局部汽化，蒸气沿塔上升，余下的液体作为塔底产品。进料加在塔的中部,进料中的液体和上塔段来的液体一起沿塔下降，进料中的蒸气和下塔段来的蒸气一起沿塔上升。在整个精馏塔中，汽液两相逆流接触，进展相际传质。液相中的易挥发组分进入汽相，汽相中的难挥发组分转入液相。对不形成恒沸物的物系，只要设计和操作得当，馏出液将是高纯度的易挥发组分，塔底

7、产物将是高纯度的难挥发组分。进料口以上的塔段，把上升蒸气中易挥发组分进一步提浓，称为精馏段；进料口以下的塔段，从下降液体中提取易挥发组分，称为提馏段。两段操作的结合，使液体混合物中的两个组分较完全地别离，生产出所需纯度的两种产品。2.2.设计方案的特点设计方案的特点-优选-.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，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构造复杂板式塔的设计资料更易得到，便于设计和比照，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

8、系，而且适合真空操作。3 3工艺流程确实定工艺流程确实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馏塔 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局部作为回流液，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。以下是浮阀精馏塔工艺简图：-优选-.一设备工艺条件的计算一设备工艺条件的计算1 1设计方案确实定及工艺流程的说明设计方案确实定及工艺流程的说明本设计任务为别离苯-氯苯混合物。对于二元混合物的别离，应采用连续精馏过程。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馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷

9、凝，冷凝液在泡点下一局部回流至塔内，其余局部经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易别离物系，最小回流比拟小，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。-优选-.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率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 78.11 kg/kmol 和 112.56kg/kmol。x6/78.11F0.0.6/78.110.4/112.56 0.684x0.975/78.11D0.975/78.110.025/112.56 0.983x0.02/78.11W0.02/78.11

10、0.98/112.56 0.0292.22.2 平均摩尔质量平均摩尔质量MF78.110.684(10.684)112.5689.00kg/kmolMD78.110.983(10.983)112.5678.70kg/kmolMW 78.110.029 10.029112.56 111.56kg/kmol2.32.3 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320天，一 天 以24W,82000000kg/(32024h)10039.80kg/h,全塔物料衡算：釜液处理量W10039.80111.5690.00kmol/h总物料衡算F D W苯物料衡算0

11、.684F 0.983D0.029W联立解得D197.16kmol/hF287.16kmol/h-时 计，优选有：小-.3 3塔板数确实定塔板数确实定3.13.1 理论塔板数理论塔板数N NT T的求取的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法MT 法求取N NT T，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 x y y依据x pt pB/pA pB，y y p pA Ax x/p pt t，将所得计算结果列表如下：pt=760(mmHg)表 3-1相关数据计算温度/苯760/mmHgp pi i80901001101201301401025135017602

12、25028402900氯苯148/mmHg205293400543719760两相摩尔分率相对挥发度x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710PAooPB5.13513554.6075094.44.1436463.949933.815789此题中，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x x y y平衡关系的影响完全-优选-.可以忽略。平均相对挥发度 4.436，那么，汽液平衡方程为：y x4.436x1(1)x13.436x3.23.2 确定操作的回流比确定操作

13、的回流比 R R将表 3-1 中数据作图得x-yx-y曲线及t-x-yt-x-y曲线既体系相平衡曲线。图 3-1苯氯苯混合液的 xy 图-优选-.图 3-1苯氯苯混合液的 t-x-y 图在x x y y图上，因泡点进料，q q 1，查得，得xexF 0.684，xD 0.983。故有：ye 0.906RminxD ye0.9830.906 0.347ye xe0.9060.684取实际操作的回流为最小回流比的 2 倍，即：R 2Rmin 20.347 0.694求精馏塔的汽、液相负荷L RD 0.694197.16 136.83kmol/hV (R 1)D (0.6941)197.16 333

14、.99 kmol/hL，LF 136.83287.16 423.99 kmol/hV，V 333.99 kmol/h-优选-.3.33.3 求理论塔板数求理论塔板数RxxD0.410 x0.580R1R 1LW提馏段操作线：y xxw1.269x0.00781VV精馏段操作线：y Q 线方程：x=0.684精馏段操作线为过0.983,0.983和0,0.580两点的直线。提馏段操作线为过0.029,0.029和0,0.00781两点的直线。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，并依上述方法作精馏段操作线和提镏段操作线。操作线数据如下：表 3-2相关数据计算精馏段x10.9

15、330.8830.8330.7830.6843y0.9900.962530.942030.921530.901030.860560.860560.6067670.3529670.099167提镏断0.68430.48430.28430.0843-优选-.0.0290.006150.0290从xD(0.983,0.983)开场，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。当梯级跨过两操作线交点d(0.6843,0.86056)时，那么改在提镏段与平衡线之间绘梯级，直至梯级的铅垂线到达或越过点xW(0.029,0.029)为止。用 Excel 作图，各梯级的坐标如下：-优选-.图 3-

16、2苯-氯苯物系精馏别离理论塔板数的图解按上法图解得到：总理论板层数NT8块包括再沸器加料板位置NF 43.43.4 全塔效率全塔效率E ET T选 用E ET T 0.17 0.616log m m公 式 计 算。该 式 适 用 于 液 相 粘 度 为0.071.4mPas 的烃类物系，式中的 m m为全塔平均温度下以进料组成表示的平-优选-.均粘度。查图 3-1，由xD=0.983xW=0.029 查得塔顶及塔釜温度分别为：tD=80.53tW=135.26，全塔平均温度tm=(tD+tW)/2=(80.53+135.26)/2=107.9根据表 3-3表 3-3苯-氯苯温度粘度关系表温度苯

17、 粘度 mPas氯苯 粘度 mPas400.4850.701600.3810.542800.3080.4391000.2550.3451200.2150.2691400.1840.219苯0.255107.9100苯 0.239mPas0.215苯120107.9氯苯0.345107.9100 0.315mPas0.269氯苯120107.9氯苯利用差值法求得：苯 0.239mPas，氯苯 0.316mPas。m苯xF氯苯1 xF 0.2390.684 0.31510.684 0.263ET 0.17 0.616logm 0.17 0.616log0.263 0.533.53.5 实际塔板数实

18、际塔板数N Np p近似取两段效率一样近似取两段效率一样精馏段：Np13/0.535.66块，取Np1 6块提馏段：Np26/0.5311.32块，取Np212块总塔板数Np Np1 Np218块-优选-.4 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4.14.1 平均压强平均压强p pm m取每层塔板压降为 0.7kPa 计算。塔顶：pD101.3kPa加料板：pF 101.3 0.7 6 105.5kPa塔底：pW105.5 0.712 113.9kPa精馏段平均压强p 101.3105.5/2 103.8kPa提镏段平均压强p105.5113.9/2109.7kP

19、a4.24.2 平均温度平均温度t tm m利用表 3-1 数据，由拉格朗日差值法可得塔顶温度809010.677tD800.9831,tD 80.52加料板809010.677tF800.6841，tF 89.78塔底温度130140t0.0190W1300.0290.019，tW135.26精馏段平均温度Tm80.5289.78/2 85.15提镏段平均温度Tm135.2689.78/2112.524.34.3 平均分子量平均分子量Mm精馏段：Tm 85.15液相组成：908085.15800.677 1x，x10.83411-优选-.气相组成：所以908085.1580，y10.9550

20、.9131y11ML 78.110.834 112.5610.834 84.37kg/kmolMV 78.110.955112.5610.955 79.66kg/kmol提镏段：Tm112.52液相组成：110 120112.52110，x20.2300.2650.127x20.265110 120112.52110，y20.5540.614 0.376y20.614气相组成：所以ML 78.110.230 112.5610.230104.64kg/kmolMV 78.110.554112.5610.55493.47kg/kmol4.44.4 平均密度平均密度m4.4.1 液相平均密度L,m表

21、 4-1组分的液相密度 kg/m3温度，苯 80817103990805102810079310181107821008120770997130757985140745975氯苯纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯：A A 912 1.187t t推荐：A A 912.131.1886t t氯苯：B B1127 1.111t t推荐：B B1124.4 1.0657t t式中的 t 为温度，塔顶：tD=80.52LD,A 912.131.1886t 912.131.188680.52 816.42kg/m3-优选-.LD,B1124.41.0657t 1124.41.065780.52 10

22、38.59kg/m31LD,maALD,AaBLD,B0.9750.025LD,m820.81kg/m3816.421038.59进料板：tF89.78LF,A912.131.1886t 912.131.188689.78805.42kg/m3LF,B1124.41.0657t 1124.41.065789.781028.72kg/m31LF,maALF,AaBLF,B0.600.40LF,m882.00kg/m3805.421028.72塔底：Tm，112.52LW,A912.131.1886t 912.131.1886112.52 778.39kg/m3LW,B1124.41.0657t

23、1124.41.0657112.52 1004.49kg/m31LW,maALW,AaBLW,B0.020.98LW,m 998.69kg/m3778.391004.49精馏段：L820.81882.00/2 851.41kg/m3提镏段：L882.00998.69/2 940.35kg/m34.4.2 汽相平均密度V,m精馏段：vpmMV,mRTmpmMV,mRTm103.479.66 2.77kg/m38.314273.1585.15110.493.47 3.22kg/m38.314273.15112.52提镏段：v4.54.5 液体的平均外表液体的平均外表 X X 力力m m表 5-1组

24、分的外表 X 力温度8085110115120130-优选-.A苯21.220.617.3B氯苯26.125.722.7液体平均外表 X 力依下式计算，即Lm xii塔顶液相平均外表 X 力的计算由tD 80.52，用内插法得808580.528021.220.6，D,A21.26mN/mD,A21.2808580.528026.125.7,D,B26.14mN/mD,B26.1LDm 0.98321.260.01726.14 21.34mN/m进料板液相平均外表 X 力的计算由tF 89.78，用内插法得8511089.788520.617.3，F,A19.97N/mF,A20.685110

25、89.788525.722.7,F,B25.13mN/mF,B25.7LFm 0.68419.970.31625.13 21.60mN/m塔底液相平均外表 X 力的计算由tW112.52，用内插法得110 11517.316.8112.52110，W,A17.05N/mW,A17.3110 115112.5222.722.2110,W,B22.45mN/mW,B22.7LWm 0.02917.050.97122.45 22.29mN/m-16.816.315.322.221.620.4优选-.精馏段液相平均外表 X 力为L(21.34 21.06)/2 21.20mN/m提镏段液相平均外表 X

26、 力为L(22.29 21.06)/2 21.68mN/m4.64.6 液体的平均粘度液体的平均粘度L,m表 6-1 不同温度下苯氯苯的粘度温度 t，苯 mPas氯苯 mPas600.3810.542800.3080.439i1000.2550.345i1200.2150.2691400.1840.219液相平均粘度可用lgLm4.6.1塔顶液相平均粘度x lg表示100 8080.5280，A 0.307mPas0.2550.308A0.308100 8080.5280，B 0.4370.3450.439B0.439lgLD,m 0.983lg0.307 (10.983)lg0.437，LD

27、,m 0.309mPas4.6.2 进料板液相平均粘度100 8089.7880，A 0.282mPas0.2550.308A0.308100 8089.7880，B 0.393mPas0.3450.439B0.439lgLF,m 0.684lg0.282 (10.684)lg0.393，LF,m 0.313mPas4.6.3塔底液相平均粘度-优选-.100120112.52100，A 0.230mPas0.2550.215A0.255100120112.52100，B 0.297mPas0.3450.269B0.345lgLW,m 0.029lg0.230(10.029)lg0.297,LW

28、,m 0.295mPas4.74.7 气液相体积流量气液相体积流量精馏段：汽相体积流量VVMV,ms3600333.9979.662.772.668m3V,m3600/s汽相体积流量Vh2.688m3/s9676.8m3/h液相体积流量LLML,m84.37s3600136.83L,m3600851.410.00377m3/s液相体积流量Lh0.00377m3/s13.57m3/h提镏段：汽相体积流量VsVMV,m93.473600333.99V,m36003.222.693m3/s汽相体积流量Vh2.693m3/s9694.8m3/h液相体积流量LLML,m.64s3600423.99104

29、W,m3600940.350.0131m3/s液相体积流量Lh0.0131m3/s47.18m3/h6 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：塔板间距 HT的选定很重要，可参照下表所示经历关系选取。-优选-.表 6-1板间距与塔径关系塔径 DT，m板间距 HT，mm0.30.52003000.50.83003500.81.63504501.62.04506002.44.05008002.4=600初选塔板间距HT 450mm及板上液层高度hL 60mm，那么：HThL 0.450.06 0.39m按史密斯泛点关联法计算塔径。1精馏段最大气速umax即泛点气速

30、uF LsLVsV0.50.00377 851.41 2.6682.770.5 0.0248查 Smith 通用关联图得C200.086负荷因子C C2020泛点气速：umax C0.2 21.20 0.086200.20.087LV/V0.087851.412.77/2.771.52m/s-优选-.气速可取平安系数为 0.75平安系数 0.60.8那么空塔气速为u 0.75umax1.14m/s塔径D 4Vs/u 42.668/(3.141.14)1.72m按标准塔径圆整取D 1.8m2提镏段：初选塔板间距HT 450mm及板上液层高度hL 60mm，那么：HThL 0.450.06 0.3

31、9m最大气速umax即泛点气速uF LsLV sV0.50.0131940.35 2.6933.220.5 0.08313查 Smith 通用关联图得C200.080负荷因子C C20L20泛点气速：umax C气速0.221.68 0.080200.20.081(940.353.22)/3.221.3818m/sLV/V0.081取平安系数为 0.75，空塔气速为u0.75umax1.04m/s塔径D4Vs/u 42.693/(3.141.04)1.82m按标准塔径圆整取D 2.0m7 7 塔板工艺构造尺寸的设计与计算塔板工艺构造尺寸的设计与计算7.17.1 溢流装置溢流装置因塔径为 2.0

32、m，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-优选-.盘，且不设进口内堰。7.1.1 溢流堰长出口堰长lw取lw 0.65D 0.652 1.3m精馏段堰上溢流强度Lh/lw13.57/1.1711.60m3/mh100 130m3/mh,满足强度要求。提镏段堰上溢流强度Lh/lw47.18/1.1740.32m3/mh100 130m3/mh,满足强度要求。7.1.2 出口堰高hwhw hLhow对平直堰how 0.00284ELh/lw2/32.513.57/1.32.57.04，精馏段：由lw/D 0.7及Lh/lw查化工原理课程设计图 5-5得E 1，于是查表得：how

33、0.0104m 0.006m满足要求hw hL how 0.06 0.0104 0.0496m验证：0.05 how hw 0.1 how(设计合理)提镏段：由lw/D 0.65及，Lh/lw计图 5-5 得E 1，于是查表得：how 0.027m 0.006m满足要求2.547.18/1.32.524.48查化工原理课程设hw hL how 0.06 0.027 0.033m验证：0.05how hw 0.1how(设计合理)7.1.3 降液管的宽度Wd和降液管的面积Af-优选-.由lw/D 0.65，查化工原理课程设计图 5-7 得Wd/D 0.125,Af/AT 0.07，即：Wd 0.

34、25m，AT4D2 3.14m2，Af 0.2198m2。图 7-1液体在降液管内的停留时间精馏段：AfHT/Ls 0.220.45/0.00377 26.26s 5s满足要求提镏段：AfHT/Ls0.220.45/0.01317.565s满足要求7.1.4 降液管的底隙高度ho 0.10m/s，那么有：精馏段：取液体通过降液管底隙的流速uoh0Ls0.00377 0.029mho不宜小于 0.020.025m，本结果满足要求1.30.10lwuohwh0 0.0496 0.029 0.0206m 0.006m故合理 0.4m/s，那么有：提镏段：取液体通过降液管底隙的流速uo-优选-.hoL

35、s0.0131 0.0252mho不宜小于 0.020.025m，本结果满足要求lwuo1.30.4hwh0 0.0330.0252 0.0078m 0.006m故合理7.27.2 塔板分布塔板分布7.2.1 塔板的分块本设计塔径为D 2.0m 2000mm 1200mm，故塔板采用分块式。7.2.4 浮阀数计算及其排列精馏段：预先选取阀孔动能因子F012,由 F0=u0v可求阀孔气速u，即u0F0v12 7.21m/s2.77F-1 型浮阀的孔径为 39mm，故每层塔板上浮阀个数为N 4Vsd0u022.6684 309(0.039)27.21取边缘区宽度Wc 0.06m，破沫区宽度Ws 0

36、.10m计算塔板上的鼓泡区面积，xr2sin1)180rD2.0其中：x(WdWs)(0.299 0.10)0.601m22D2.0r Wc0.06 0.94m22Aa 2(x r2 x23.140.9420.601sin1()2.094m2故Aa 20.601 0.94 0.601 1800.9422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-优选-.那么排间距tAa2.0940.090tN0.075309考虑到塔径比拟大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一局部鼓泡区面积，因而排间距不宜采用0.090m,而应小一点，故取t80mm，按t 75mm，t80mm以等腰三

37、角叉排方式作图得阀孔数N 303实际孔速u0Vs2.668 7.30m/s22303/4(0.039)/4Nd0阀孔动能因数为F0 u0v,7.302.77 12.14所以阀孔动能因子变化不大，仍在 914 的合理 X 围内，故此阀孔实排数适用。开孔率:A0/AT N(d020.0392)303()100/11.52D2.0此开孔率在 5%15%X 围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。提镏段：预先选取阀孔动能因子F012,由 F0=u0v可求阀孔气速u0即u0F0v126.69m/s3.22F-1 型浮阀的孔径为 39mm，故每层塔板上浮阀个数为N 4Vsd0u022.6684 334(0.

38、039)26.69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那么排间距tAa2.0940.083tN0.075334-优选-.考虑到塔径比拟大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一局部鼓泡区面积，因而排间距不宜采用0.083m,而应小一点，故取t80mm，按t 75mm，t80mm以等腰三角叉排方式作图得阀孔数N 303Vs2.693实际孔速u0 7.44m/s223030.785(0.039)0.785Nd0阀孔动能因数为F0 u0v,7.443.22 13.35所以阀孔动能因子变化不大，仍在 914 的合理 X 围内，故此阀孔实排数适用。A0/AT N(d020.0

39、392)303()0.1152D2.0此开孔率在 5%15%X 围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。图 7-2阀孔排列-优选-.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1计算干板静压头降hc由式Uc1.82573.1v73.1可计算临界阀孔气速Uoc，即73.1 6.01m/s2.772Uoc1.825v1.825UU0U0c，可用hc 5.340cv算干板静压头降，即2 gL(6.01)22.77hc 5.34 0.032m29.8851.412 计算塔板上含气液层静压头降hf由于所别离的苯和氯苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数00.5，板上液层高度hL 0

40、.06,所以依式hl0hLhl 0.50.06 0.03m3计算液体外表 X 力所造成的静压头降h由于采用浮阀塔板，克制鼓泡时液体外表 X 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 hl h 0.032 0.03 0.062mpp hp1L1g 0.062851.419.8 517.3Pa提镏段：(1)计算干板静压头降hc由式Uc1.82573.1可计算临界阀孔气速Uoc，即v-优选-.Uoc1.82573.11.82573.1 5.53m/sv3.22U0c2v算干板静压头降，即U0U0c，可用hc 5.342 gL(5.53)23.22hc 5.3

41、4 0.029m29.8940.35(2)计算塔板上含气液层静压头降hf由于所别离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数00.5，板上液层高度hL 0.06,所以依式hl0hLhl 0.50.06 0.03m(3)计算液体外表 X 力所造成的静压头降h由于采用浮阀塔板，克制鼓泡时液体外表 X 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 hchlh 0.029 0.03 0.059mpp hp2L2g 0.059940.359.8 543.7Pa2 2 液泛计算液泛计算式Hd hp hd hL精馏段(1)计算气相通过一层塔板的静压头降hP前已计算hp 0.0

42、62m(2)液体通过降液管的静压头降hd Ls因不设进口堰，所以可用式hd 0.153L hw0式中Ls 0.00377m3/s,lw1.3m,h0 0.0322m2 0.00377 hd 0.153 0.01m1.30.0292-优选-.(3)板上液层高度：hL 0.06m那么Hd1 0.0620.010.06 0.132m为了防止液泛，按式：Hd(HThw)，取平安系数 0.5，选定板间距HT 0.45,hw 0.0496m(HT hw)0.5(0.45 0.0496)0.250m从而可知Hd0.132m(HThw)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

43、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AfHTLs0.220.4526.26s5s0.00377可见，所夹带气体可以释出。提镏段(1)计算气相通过一层塔板的静压头降hP前已计算hp 0.059m(2)液体通过降液管的静压头降hdLs因不设进口堰，所以可用式hd 0.153L h w0式中Ls 0.0131m3/s,lw1.3m,h0 0.0252m20.0131hd 0.153 0.0245m1.30.0252(3)板上液层高度：hL 0.06m，那么Hd 0.059 0.0245 0.06 0.1435m为了防止液泛，按式：Hd(HThw)，取平安系数 0.5

44、，选定板间距HT 0.45,hw 0.033m2(HT hw)0.5(0.45 0.033)0.242m-优选-.从而可知Hd 0.1435m(HThw)0.242m，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AfHTLs0.220.45 7.56s 5s0.0131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eV是否在小于 10%的合理 X 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：VsF1vLv1.36LsZL100%和F1VsvLv100%KcFAp0

45、.78KcFAT塔板上液体流程长度ZL D 2Wd 2.0 20.299 1.402m塔板上液流面积Ap AT2Af 3.1420.22 2.7m2-优选-.图 3-1精馏段：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CF0.127,将以上数值分别代入上式2.668F 2.771.360.003771.402851.422.77100%46.54%10.1272.72.77851.412.77100%49.00%及F 0.781.00.1273.142.668提镏段：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

46、荷因数图中查得负荷因数CF 0.130,将以上数值分别代入上式2.693F3.221.360.01311.402940.353.22100%52.1%10.1302.73.22940.353.22100%49.58%及F0.781.00.1303.142.693为防止雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在 80%以下。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eV0.1kg（液）/kg(干气）的要求。-优选-.4 4 塔板负荷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氯苯物系和已设计出塔板构造，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值eV 0.1kg（

47、液）/kg(干气）所对应的泛点率F1(亦为上限值),利用式VsF1vLv1.36LsZL100%和F1VsvLv100%便可作出此线。KcFAp0.78KcFAT由于塔径较大，所以取泛点率F180，依上式有精馏段：Vs2.771.36Ls1.402851.412.770.81.00.1272.7整理后得0.0571Vs1.907Ls 0.274即Vs 4.8033.40Ls即为负荷性能图中的线(雾沫)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 X 围内任取两个Ls值便可依式Vs 4.8033.40Ls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。Ls

48、0.0010.0050.010.0150.020.025Vs4.7674.6334.4664.2994.1323.965提镏段：Vs3.221.36Ls1.402940.353.220.81.00.1302.7整理后得0.0586Vs1.907Ls 0.281即Vs4.8032.54Ls即为负荷性能图中的线(雾沫)Ls0.0010.0050.010.0150.020.025Vs4.7674.6374.4754.3124.1493.987-优选-.4.24.2 液泛线液泛线由式Hd(HThw)，Hd hp hw hd h how，hp hc hl h联立。即(HT hw)hp hw hd h h

49、ow hc hl h hw hd h howvU02式中，干板静压板静可用hc5.34，板上液层静压头降hl0hL2Lg从式hL hwhow知，hL表示板上液层高度，how2.84 LsE1000lw223。所以板2.84 LsE上液层层静压头降hl0hL0(hwhow)0hw1000lw3液体外表 X 力所造成的静压头h和液面落差h可忽略 LS液体经过降液管的静压头降可用式hd 0.153l hw0（10）hL那么(HThw)hc0hLhLhd hchd22 LSvu02.84 3600LS 5.34 0.153（1）h 0w2Lg1000lwh0lw223式中阀孔气速u0与体积流量有如下关

50、系u0VS42d0N精馏段：式中各参数或已计算出，即 0.5;HT 0.45m;hw 0.0496m;0 0.5;v 2.77kg/m3;l 851.41kg/m3;N 303;lw1.3m；h0 0.029m；d0 0.039m代入上式。2整理后便可得Vs与Ls的关系，即VS2 25.915900.84LS124.077LS3此式即为液泛线的方程表达式。在操作 X 围内任取假设干Ls值，依2VS2 25.915900.84LS124.077LS322-优选-.Ls00.0050.010.0150.020.025Vs5.094.684.313.843.222.99用上述坐标点便可在Ls提镏段：