二硫化碳－四氯化碳连续精馏浮阀塔设计.doc

《二硫化碳－四氯化碳连续精馏浮阀塔设计.doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《二硫化碳－四氯化碳连续精馏浮阀塔设计.doc（40页珍藏版）》请在淘文阁 - 分享文档赚钱的网站上搜索。

1、滨州学院化工原理课程设计设计任务书设计任务书设计题目：设计题目：二硫化碳四氯化碳连续精馏浮阀塔设计二硫化碳四氯化碳连续精馏浮阀塔设计设计条件：设计条件：常压：1patm处理量：61Kmol h进料组成：0.32fx 馏出液组成：98.0dx釜液组成：0.05wx（以上均为摩尔分率）塔顶全凝器：泡点回流回流比：min1.6RR加料状态：1q 单板压降：0.7akp设 计 要 求：(1)完成该精馏塔的工艺设计（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计算）。(2)画出带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精馏塔工艺条件图。(3)写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。滨州学院化工原理课程设

2、计I摘要.1绪论.2设计方案的选择和论证.31 设计流程.32 设计思路.3第一章 塔板的工艺设计.51.1 精馏塔全塔物料衡算.51.1.1 塔的物料衡算.51.1.2 平衡线方程的确定.51.1.3 求精馏塔的气液相负荷.61.1.4 操作线方程.61.1.5 用逐板法算理论板数.71.1.6 实际板数的求取.71.2 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.81.2.1 进料温度的计算.81.2.2 操作压强.81.2.3 平均摩尔质量的计算.81.2.4 平均密度计算.91.2.5 液体平均表面张力计算.101.2.6 液体平均粘度计算.111.3 精馏塔工艺尺寸的计算.111.3.1

3、塔径的计算.111.3.2 精馏塔有效高度的计算.131.4 塔板溢流装置尺寸的计算.131.5 浮阀数目、浮阀排列及塔板布置.141.6 塔板流体力学验算.151.6.1 计算气相通过浮阀塔板的静压头降fh.151.6.2 降液管中清夜层高度dH.161.6.3 计算雾沫夹带量Ve.171.7 精馏段塔板负荷性能图.181.7.1 雾沫夹带上限线.181.7.2 液泛线.181.7.3 液相负荷上限线.201.7.4 气体负荷下限线（漏液线）.201.7.5 液相负荷下限线.201.8 小结.21第二章 热量衡算.222.1 相关介质的选择.222.1.1 加热介质的选择.222.1.2 冷

4、凝剂.222.2 蒸发潜热衡算.22II2.2.1 塔顶热量.222.2.2 塔底热量.232.3 焓值衡算.24第三章 辅助设备.273.1 计算冷却水流量.273.2 冷凝器的计算与选型.27第四章 塔附件设计.284.1 接管.284.1.1 进料管.284.1.2 回流管.284.1.3 塔底出料管.294.1.4 塔顶蒸气出料管.294.1.5 塔底进气管.294.2 筒体与封头.294.2.1 筒体.294.2.2 封头.304.3 除沫器.304.4 裙座.304.5 人孔.314.6 塔总体高度的设计.314.6.1 塔的顶部空间高度.314.6.2 塔的底部空间高度.314.

5、6.3 塔立体高度.31设计结果汇总.32结束语.33参考文献.34主要符号说明.35附录.371摘摘要要化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完

6、整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。本设计书对二硫化碳和四氯化碳的分离设备浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算,塔设备等的附图。采用浮阀精馏塔，塔高 10 米，塔径 1.0 米，按逐板计算理论板数为 25。算得全塔效率为0.534。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为 13，提馏段实际板数为 12。实际加料位置在第 13 块板(从上往下数)，操作弹性为 3.43。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用卧式浮头式换热器。用 140饱和蒸汽加热，用 15循水作冷凝剂。饱和

7、蒸汽走管程，釜液走壳程。关键词关键词：二硫化碳_四氯化碳、精馏、图解法、负荷性能图、精馏塔设备结构2绪绪论论化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。互溶液体混合物的分离有多种方法，蒸馏及精馏是其中最常用的一种。蒸馏是分离均相混合物的单元操作之一，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。为实现高纯度的分离已成为蒸馏方法能否广泛应用的核心问题，为此而提出了精馏过程。精馏的核心是回流，精馏操作的实质是塔底供热产生蒸汽回流，塔顶冷凝造成液体回流。我们工科大学生应具有较高的综合能力、解决实际生产问题的能力和创新的能力。课程设计是一次让我们接触并了解实际生产的大

8、好机会，我们应充分利用这样的机会去认真去对待。而新颖的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持努力的方向和追求的目标。浮阀塔盘自 20 世纪 50 年代初期开发以来，由于制造方便及其性能上的优点，很多场合已取代了泡罩塔盘。这类塔盘的塔盘板开有阀孔，安置了能在适当范围内上下浮动的阀片，其形状有圆形、条形及方形等。由于浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。与泡罩塔盘相比，处理能力较大，压力降较低，而塔板效率较高，缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。操作

9、气速不可能会很高，因为会产生严重的雾沫夹带，这就限制了生产能力的进一步提高。具有代表性的浮阀塔有 F1 型（V1 型）浮阀塔板、重盘式浮阀塔、盘式浮阀、条形浮阀及锥心形浮阀等。3设计方案的选择和论证设计方案的选择和论证1 设计流程设计流程本设计任务为分离二硫化碳_四氯化碳混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。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馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。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 1.6 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储

10、罐。连续精馏塔流程流程图连续精馏流程附图图 1-1 流程图2 设计思路设计思路在本次设计中，我们进行的是二硫化碳和四氯化碳二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述

11、。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可4以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。图 1-2设计思路流程图1、本设计采用连续精馏操作方式。2、常压操作。3、泡点进料。4、间接蒸汽加热。5、选R=1.6Rmin。6、塔顶选用全凝器。7、选用浮阀塔。在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点

12、是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合金。近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。从二硫化碳四氯化碳的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。塔板工艺计算塔板工艺计算流体力学验算流体

13、力学验算塔负荷性能图塔负荷性能图全塔热量衡算全塔热量衡算塔附属设备计算塔附属设备计算5第一章第一章 塔板的工艺设计塔板的工艺设计1.1 精馏塔全塔精馏塔全塔物料衡算物料衡算1.1.1 塔的物料衡算塔的物料衡算（1）二硫化碳的摩尔质量：76.14AM/kg kmol四氯化碳的摩尔质量：BM=153.82/kg kmol（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量：0.49 76.14(1 0.49)153.82115.76/0.98 76.14(1 0.98)153.8277.69/0.05 76.14(1 0.05)153.82149.94/DWMkg kmolMkg kmolMkg kmolF

14、（3）物料衡算总物料衡算：WDF即61DW（1）易挥发组分物料衡算：FwDFxWxDx即0.980.0561 0.49DW（2）塔的物料衡算总物料衡算：D+W=61二硫化碳物料衡算：0.98D+0.05W=610.49解得：D=28.86/kmol hW=32.14/kmol h1.1.2 平衡线方程的确定平衡线方程的确定由文献1中二硫化碳与四氯化碳的汽-液平衡组成可以找出101021m算出。如表 1-6二硫化碳四氯化碳（101.3kPa）的 t-x-y 相平衡数据二硫化碳摩尔分数二硫化碳摩尔分数液相气相液相气相0.00.00.39080.63400.02960.2120.53180.7470

15、0.06150.3700.66300.82900.11060.5000.75740.87900.14350.6180.86040.93200.25800.49501.001.0061=ABBAy xy x=0.0823/0.0296(1 0.0823)/(1 0.0296)=2.94同理可算出其它的从而推出2.66m所以平衡线方程2.661(1)1 1.66xxyxx因为 q=1 即0.49qFxxmin2.66 0.490.721 1.66 0.490.980.721.130.720.49qDqqqyxyRyx取操作回流比min1.61.81RR。1.1.3 求精馏塔的气液相负荷求精馏塔的气

16、液相负荷1.81 28.8652.24/LRDkmol h(1)(1.81 1)28.8681.10/VRDkmol h52.2461113.24/LLFkmol h81.10/VVkmol h1.1.4 操作线方程操作线方程精馏段操作线方程为：11.810.98111.81 11.81 1DnnnxRyxxRR10.6440.349nnyx提馏段操作线方程为：1113.2432.140.05 1.3960.019881.1081.10wnnnnWxLyxxxVV23456789102.812.912.972.802.702.602.462.332.2271.1.5 用逐板法算理论板数用逐板法

17、算理论板数111111112.660.980.9491(1)1 1.66(1)2.66 1.66 0.98DDyxxxyyxxxx22220.644 0.9490.3490.960.960.90(1)2.66 1.66 0.96yyxy同理可算出如下值：33445566778899100.929;0.8310.884;0.7410.826;0.6410.762;0.5460.701;0.4680.4970.6341.396 0.4680.01980.634;0.3942.66 1.66 0.6340.53;0.2980.396;fyxyxyxyxyxxyxyxy所以第 块板上进料，以后将数据代

18、入提馏段方程中。101111121213130.1980.2566;0.11490.1406;0.0580.061;0.0240.05wxyxyxyxx所以总理论板数为TN13 块（包括再沸器），第 7 块板上进料。1.1.6 实际板数的求取实际板数的求取由二硫化碳与四氯化碳不同温度下的平衡组成作出其二元液相图。由图可知0.05wx 对应的温度为塔底温度，查得为76Wt。由它们的安托因方程25.219134508.6log8.2201211031.6log00tptPBA甲苯：苯：98.0000BABDPPppx假设一个泡点 t,代入上式检验，可知只有46.5Dt时，算出的98.0Dx，所以塔

19、顶的温度为846.5Dt。这样，平均塔温为t46.5（76）/261.25。由经验式3245.0)(49.0TE式中，相对挥发度；加料液体的平均粘度；及为塔顶及塔底平均温度时的数值。在61.25二硫化碳的粘度：268.0厘泊。四氯化碳的粘度：276.0厘泊。加料液体的平均粘度：272.02276.0268.0厘泊538.0)5.2272.0(49.0245.0TE。精馏段实际板层数13538.0/7N精提馏段实际板层数12538.0/6N精1.2 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1.2.1 进料温度的计算进料温度的计算46.5Dt58Ft 76Wt精馏段

20、平均温度：1(46.558)52.252mtC提馏段平均温度：2(7658)672mtC1.2.2 操作压强操作压强塔顶压强DP=101.3kPa取每层塔板压降P=0.7kPa，进料板压强：FP=101.3+130.7=110.4kPa塔底压强：wP=101.3+250.7=118.8kPa精馏段平均操作压力：1(101.3 110.4)105.9kPa2mP提馏段平均操作压力：2(110.4 118.8)114.6kPa2mP1.2.3 平均摩尔质量的计算平均摩尔质量的计算塔顶：XD=Y1=0.98，X1=0.9499-1-10.98 76.14(1 0.98)153.8277.69kg m

21、ol0.949 76.14(1 0.949)153.8280.10kg molVDmLDmMM进料板：YF=0.701，XF=0.468-1-10.701 76.14(1 0.701)153.8299.37kg mol0.468 76.14(1 0.468)153.82117.47kg molVFmLFmMM塔釜：XW=0.024，YW=0.061-1-10.061 76.14(1 0.061)153.82149.08kg mol0.024 76.14(1 0.024)153.82151.96kg molVWmLWmMM精馏段平均摩尔质量：-1177.6999.3788.53 g mol2Vm

22、MK-1180.10 117.4798.78kg mol2LmM提馏段平均摩尔质量：-12149.0899.37124.23kg mol2VmM-12117.47 151.96134.72kg mol2LmM1.2.4 平均密度计算平均密度计算(1)气相平均密度Vm计算理想气体状态方程计算，即精馏段气相密度：3111105.9 88.533.47/8.314(52.25273.15)mlvmvmmPMkg mRT提留段气相密度：32222114.6 124.235.03/8.314(67273.15)mvmvmmPMkg mRT(2)液相平均密度L m计算由式1ABiLmiLALB求相应的液相

23、密度。对于塔顶:0.96Aa0.04Ba 3331260/1595/0.960.041/()1270.7/12601595LALBLDmkg mkg mkg m 10对于进料板：31469.93/LFmkg m对于塔底：0.0240.976ABaa30.0240.9761/()1584.87/12601595LWmkg m精馏段平均密度：-311270.7 1469.931370.32kg m22LDmLFmLm提馏段平均密度：-321584.87 1469.931527.4kg m22LWmLFmLm1.2.5 液体平均表面张力计算液体平均表面张力计算液体表面张力MLm=iix由45.5Dt

24、C 查手册得-1-128.5mN m,23.6mN mLALB-10.98 28.5(1 0.98)23.628.40mN mLDm由58Ft 查手册得-1-126.8mN m,22.2mN mLALB-10.49 26.8(1 0.49)22.224.45mN mLFm由76.8WtC查手册得-1-124.5mN m,20.2mN mLALB-10.05 24.5(1 0.05)20.220.42mN mLDm精馏段平均表面张力：-1L 128.424.4526.43mN m2m提馏段平均表面张力：-1L 224.4520.4222.44mN m2m111.2.6 液体平均粘度计算液体平均粘

25、度计算塔釜液相平均的黏度的计算由76.8Wt查表得：B0.25mPa s0.51mPa sA0.05 0.250.95 0.510.497.LWmmPa s进料板液相平均黏度的计算由58Ft 查表得：0.28.AmPa s 0.64.BmPa s 同理可得0.46.LFmmPa s由46.5Wt查表得：0.33.0.71.ABmPa smPa s 同理可得0.34.LWmmPa s(0.4970.460.34)0.432.3LmmPa s1.3 精馏塔工艺尺寸的计算精馏塔工艺尺寸的计算1.3.1 塔径的计算塔径的计算精馏段气液相体积流率为精馏段3111181.10 88.530.57ms360

26、03600 3.47VmSVmV MV311S1152.24 98.78L0.001ms36003600 1370.32LmLmL M提馏段3122281.10 124.230.56ms36003600 5.03VmSVmV MV312S2252.24 134.72L0.00128ms36003600 1527.4LmLmL M（1）精馏段塔径计算，由12maxLVVuC（由式0.2L20()20CC）20C由课程手册 108 页图 5-1 查图的横坐标为1122,0.0011370.32()()0.03490.573.47hLL VhVLFV选板间距0.4THm，取板上液层高度Lh=0.06

27、m，故0.40.060.34TLHhm以,L VF为横坐标查图 5-1 得到200.075C0.20.22026.43()0.075()0.0792020LCC-1max1370.323.470.0791.57m s3.47u取安全系数为0.6，则空塔速度为-1max0.600.60 1.570.942m suu塔径44 0.570.878m3.1416 0.942sVDu按标准塔径圆整为1.0mD（2）提馏段塔径计算0.220C()20LCC式中 由计算其中的20C查图，图的横坐标为221122,0.001281527.4()()0.03980.565.03hLL VhVLFV取板间距0.4

28、THm板上液层高度0.06Lhm则0.40.060.34TLHhm查图 5-1 得到200.075C0.20.22022.44()0.075()0.07672020LCC-1max1527.45.030.07671.334m s5.03u取安全系数为0.6，则空塔速度为13-1max0.600.60 1.3340.800m suu塔径44 0.560.94m3.1416 0.800sVDu按标准塔径圆整为1.0mD 根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为1.0mD 塔截面积为2221.00.78m44TAD以下的计算将以精馏段为例进行计算：实际空塔气速为,1-10.73m ssTVu

29、A1.3.2 精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为TN1H13 10.44.8mZ精精（）（）提馏段有效高度为TN1H12 10.44.4mZ提提（）（）在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m。故精馏塔的有效高度为ZZZ0.84.84.40.810m提精1.4 塔板塔板溢流装置溢流装置尺寸的计算尺寸的计算因塔径 D=1.0 可采用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。各项计算如下：（1）溢流堰长wl取堰长wl为 0.66D，即wl0.66 1.00.66m（2）溢流堰堰高 hwowLwhhh查 1101图得，取 E=1.0，则2233333600 0.0012

30、.84 10()2.84 101()0.00880.66hOWWLhEmzhl 取板上清液层高度60mmLh 故0.060.00880.0512mWLOWhhh（3）降液管的宽度 Wd和降液管的面积fA14由66.0Dlw，查图得0722.0,124.0tfdAADW故0.1240.124 1.00.124mdWD0.07220.0722 0.780.056mfTAA计算液体在降液管中停留时间11136003600 0.056 0.422.45s0.001 3600fTfThSA HA HsLL故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度 h0取液体通过降液管底隙的流速0u为 0.11m/s 依式

31、156 计算降液管底隙高度 h0，即：S10100.001 36000.0138m0.66 0.11 3600WLhlu1010.05120.01380.0374m0.006mWhh故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度mmhW501.5 浮阀数目、浮阀排列及塔板布置浮阀数目、浮阀排列及塔板布置（1）塔板的分块本设计塔径为1.0Dm，因800mmD，故塔板采用分块式。由文献（一）查表 5-3 得，塔板分为 4 块。（2）边缘区宽度确定取0.065mssWW 0.035mcW 。（3）开孔区面积计算22212(sin)180axAx rxrr其中：1.0(0.1240.065)0.311m

32、221.00.0350.465m22dSCDxWWDrW15故222123.14 0.4650.3112 0.311 0.4650.311sin()0.53m1800.465aA（4）浮阀数计算及其排列预先选取阀孔动能因子F9,由 F0=vu0可求阀孔气速u，即0094.83/3.47vFum s每层塔板上浮阀个数为22000.5799(0.039)4.8344sVNd u浮阀的排列，考虑到各分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡区面积，阀孔排列采用等腰三角形叉排方式。现按7565tmmtmm、的等腰三角形叉排方式排列，则设计条件下的阀孔气速为2200.574.8/99 0.785(0.039)4s

33、Vum sNd0阀孔动能因数为004.85.0310.8vFu所以阀孔动能因子变化不大，仍在 912 的合理范围内，故此阀孔实排数适用。22000.039/()99()0.151.0TdAAND 此开孔率在 5%15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。1.6 塔板流体力学验算塔板流体力学验算1.6.1 计算气相通过浮阀塔板的静压头降计算气相通过浮阀塔板的静压头降fh每层塔板静压头降可按式Pclhhhh计算。(1)计算干板静压头降ch由式825.11.73vcU可计算临界阀孔气速ocU，即1.8251.82573.173.15.31/3.47ocvUm s16cUU00，可用LvccgUh

34、234.50算干板静压头降，即2(5.31)3.475.340.0192 9.81370.32chm(2)计算塔板上含气液层静压头降fh由于所分离的二硫化碳和四氯化碳混合液为碳氢化合物，可取充气系数00.4，已知板上液层高度,06.0Lh所以依式Llhh00.4 0.060.024lhm(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fh为0.0190.0240.043fclhhhhm换算成单板压降0.043 1370.32 9.8577.450.7ffLPhgPaKpa(设计允许值)1.6.2 降

35、液管中清夜层高度降液管中清夜层高度dH式owdwfdhhhhhH(1)计算气相通过一层塔板的静压头降fh前已计算0.043fhm(2)计算溢流堰（外堰）高度wh前已计算0.0512whm(3)液体通过降液管的静压头降dh因不设进口堰，所以可用式20153.0hLLhwsd式中00.001,0.66,0.0138swLm Lm hm20.0010.1530.0120.66 0.0138dhm(4)塔板上液面落差h由于浮阀塔板上液面落差h很小，所以可忽略。(5)堰上液流高度owh17前已求出0.0088owhm这样0.0430.05120.0120.00880.115dfwdowHhhhhhm 为

36、了防止液泛，按式：)(wTdhHH，取校正系数5.0，选定板间距0.4TH,0.0512whm()0.5(0.40.0512)0.23TwHhm从而可知0.115()0.23dTwHmHhm，符合防止液泛的要求。(6)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0.056 0.422.4s0.001fTsA HL5 s可见，所夹带气体可以释出。1.6.3 计算雾沫夹带量计算雾沫夹带量Ve（1）雾沫夹带量Ve判断雾沫夹带量Ve是否在小于 10%的合理范围内，是通过计算泛点率1F来完成的。泛点率的计算时间可用式：%10036.11pFL

37、svLvsAKcZLVF和%10078.01TFvLvsAKcVF塔板上液体流程长度21.02 0.1240.752LdZDWm 塔板上液流面积220.782 0.0560.668pTfAAAm 二硫化碳和四氯化碳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0.127FC,将以上数值分别代入上式，得泛点率 F1为13.470.571.36 0.001 0.7521370.323.47100%35%1 0.127 0.668F18及13.470.571370.323.47100%37%0.78 1.0 0.127 0.78F为避免雾沫夹带过量，对于大塔

38、，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干气）（液）/kg(1.0 kgeV的要求。（2）严重漏液校核当阀孔的动能因数0F低于 5 时将会发生严重漏液，前面已计算010.8F，可见不会发生严重漏液。1.7 精馏段塔板负荷性能图精馏段塔板负荷性能图1.7.1 雾沫夹带上限线雾沫夹带上限线对于二硫化碳四氯化碳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干气）（液）/kg(1.0 kgeV所对应的泛点率1F(亦为上限值),利用式%10036.11pFLsvLvsAKcZLVF和%10078.01TFvLvsAKcVF便可作出此线。由于塔

39、径较大，所以取泛点率180F，依上式有3.471.360.7521370.323.470.81.0 0.127 0.668ssVL整理后得0.051.020.068ssVL即1.3620.4ssVL即为负荷性能图中的线(1)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sL值便可依式1.3620.4ssVL算出相应的sV。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。sL0.0010.0030.0050.007sV1.3401.2991.2581.2171.7.2 液泛线液泛线由式)(wTdhHH，owdwfdhhhhhH，fclhhhh19联立。即owd

40、wlcowdwfwThhhhhhhhhhhhhH)(式中，gUhLvc234.5可用 干板静压板静20，板上液层静压头降Llhh0从 式owwLhhh知，Lh表 示 板 上 液 层 高 度，32100084.2wsowlLEh。所 以 板 上32000100084.2)(液层层静压头降wswowwLllLEhhhhh液体表面张力所造成的静压头h和液面落差h可忽略液体经过降液管的静压头降可用式202.0hlLhwSd则LdcdLLcwThhhhhhhhH）（001)(32020203600100084.21153.0234.5wSwwSLvlLhhlLgU）（式中阀孔气速 U0与体积流量有如下关

41、系NdVUS2004式中各参数已知或已计算出，即3300.5;0.4;0.0512;0.4;3.47/;1370.32/;99;TwvlHm hmkg mkg mN04.83/Um s；00.0138hm；00.039;0.66Wdm l代入上式。整理后便可得sV与sL的关系，即22233.693764025SSSVLL此 式 即 为 液 泛 线 的 方 程 表 达 式。在 操 作 范 围 内 任 取 若 干sL值，依22233.693764025SSSVLLsL0.0010.0030.0050.007sV1.8451.6831.420.965用上述坐标点便可在ssLV负荷性能图中绘出液泛线，

42、图中的(2)。201.7.3 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泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不应小于35s。所以对液体的流量须有一个限制，其最大流量必须保证满足上述条件。由式秒53STfLHA可知，液体在降液管内最短停留时间为 35 秒。取5s为液体在降液管中停留时间的下限，所对应的则为液体的最大流量maxsL,即液相负荷上限，于是可得3maxmax0.056 0.40.0045/555fTfTssAHAHLmsL显然由式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，即负荷性能图中的线(3)。1.7.4 气体负荷下限线（漏液线）气体负荷下限线（漏液线）

43、对于 F1 型重阀，因0F800mm,故裙座壁厚取 16mm。基础环内径：3biD(14002 16)(0.20.4)101032mm 基础环外径：3boD(14002 16)+(0.20.4)101832mm 经圆整后裙座取biD1.2m，boD2.0m；基础环厚度考虑到腐蚀余量去 1.2m；考虑到再沸器，裙座高度取 2.2m，地脚螺栓直径取 M22。314.5 人孔人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于人进出任何一层塔板。由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔1020 块板才设一个孔，本塔中共 25 块板，需设置 2 个人孔

44、，每个人孔直径为 450mm，板间距为 600mm,裙座上应开 2 个人孔，直径为 450mm，人孔深入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形状及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。4.6 塔总体高度的设计塔总体高度的设计4.6.1 塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为 1200mm。4.6.2 塔的底部空间高度塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取 5min。BsvTH(tL60R)/A(0.50.7

45、)=(5 0.00393 600.142)/1.5390.61.274m4.6.3 塔立体高度塔立体高度1THH N5 150400(25 1)5 15010350mm=10.35m B+H+H+H+H11.552.2 1.270.49 1.216.71mHH1顶裙封32设计结果汇总设计结果汇总浮阀塔的工艺设计计算结果汇总表项目内容数值或说明备注塔径 D/m1.0板间距 HT/m0.4塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速 U/(m/s)0.73堰长(lw)0.66板上液层高度 hW/m0.06降液管底隙高度 h0/m0.01浮阀数 N/个99等腰三角形叉排阀孔气速 U0/(m/s)4.8

46、3临界阀孔气速 U0c(m/s)4.8阀孔动能因数 F010.8孔心距 t/m0.075同一横排的孔心距排间距 h/m0.065相邻两横排中心线距离单板压降P/Pa577液体在降液管内停留时间/s22.4降液管内清液层高度 Hd/m0.115泛点率(%)80气相负荷上限 Vsmax/(m3/s)1.58雾沫夹带控制气相负荷下限 Vsmin/(m3/s)0.46漏液控制操作弹性3.4333结束语结束语经过这段时间的查阅文献、计算数据和上机敲电子版，化工原理课程设计的基本工作已经完成，并得出了可行的设计方案，全部计算过程已在前面的章节中给以体现。课程设计是对以往学过的知识加以检验，能够培养理论联系

47、实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我们的逻辑思维能力，同时也让我深深地感受到工程设计的复杂性以及我了解的知识的狭隘性。所有的这些为我今后的努力指明了具体的方向。设计过程中培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面，让我更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用.在此次化工原理设计过程中，我的收获很大,感触也很深，更觉得学好基础知识的重要性。同时通过这次课程

48、设计，我深深地体会到与人讨论的重要性。因为通过与同学或者是老师的交换看法很容易发现自己认识的不足，从而让自己少走弯路。在此，特别感谢化工原理教研室的老师以及我的室友，通过与他们的交流使得我的设计工作得以圆满完成。在此我向他们表示衷心的感谢！34参考文献参考文献1陈敏恒,从德滋,方图南等.化工原理(上册 第二版).北京:化学工业出版社,19992陈敏恒,从德滋,方图南等.化工原理(下册 第三版).北京:化学工业出版社,20063刘光启,马连湘,刘杰.化学化工物性数据手册(有机卷).北京:化学工业出版社,20024贾绍义,柴诚敬.化工原理课程设计.天津:天津大学出版社,20025张受谦.化工手册(

49、上卷).济南:山东科学技术出版社,19866张受谦.化工手册(下卷).济南:山东科学技术出版社,19847路秀林，王者相.塔设备.北京：化学工业出版社，20048唐伦成.化工原理课程设计简明教程.哈尔滨：哈尔滨工程大学出版社,20059王国胜.化工原理课程设计（第二版）.大连:大连理工大学出版社，200610王静康.化工设计.北京:化学工业出版社,199511AutoCAD 2002 培训教程.北京:电子工业出版社,200312周大军,揭嘉.化工工艺制图.北京:化学工业出版社教材出版中心,200513贺匡国.化工容器及设备简明设计手册.北京：化学工业出版社,200235主要符号说明主要符号说明

50、符 号意义SI 单位A传热面积m2AT塔截面积m2；Af降液管截面积m2AP鼓泡区面积m2Cp摩尔定压热容KJ/（kmolK）；D塔径m；d0阀孔直径m；ET板效率eV液沫夹带量F进料流量kmol/h；H折流挡板间距mH塔的有效高度m；HT板间距m；hL板上液层高度m；Hd液体通过降液管的高度m；how堰上液层高度mhp人孔高度mhw外堰高m；h0降液管底隙高度mhf塔板静压头mhc干板静压头降mhl含气液层静压头降mh表面张力造成的静压头降mhd降液管的静压头降mh液面落差mK传热系数W/（m2K）lw堰长m；L下降液体流量kmol/h；LS液相流量m3/sM摩尔质量kg/kmol；N塔板数