苯-甲苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)書(編輯修改稿)

　

【文章內(nèi)容簡(jiǎn)介】 精餾段提餾段5. 氣液負(fù)荷計(jì)算由V=L+D L=RD 得V=(R+1)D=(+1)=由于是泡點(diǎn)進(jìn)料 所以q＝1 ，V＝L=RD===L+F=+= 轉(zhuǎn)換為質(zhì)量流量V＝＝＝＝L＝＝ kg/h＝＝ kg/h轉(zhuǎn)化為體積流量V＝（3600）＝＝（3600）＝L＝ /（3600）＝＝（3600）＝表7 精餾段和提餾段氣液負(fù)荷計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目kg/hm3/hm3/sVLV39。L39。6. 塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算（1）塔徑D精餾段的塔徑：空塔氣速 依據(jù) 式中C可由圖6－1史密斯關(guān)聯(lián)圖查出， 圖8 史密斯關(guān)聯(lián)圖橫坐標(biāo)的數(shù)值取塔板間距HT =，上層液層高度hL =，則圖中參數(shù)值 由以上數(shù)據(jù)，查圖6－1得C20=，由公式校正得：則 ，空塔氣速u===塔徑 所以按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為 D=提餾段的塔徑：空塔氣速 依據(jù) 式中C可由圖6－1史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，橫坐標(biāo)的數(shù)值 取塔板間距HT =，上層液層高度hL =，則圖中參數(shù)值 由以上數(shù)據(jù)，查圖得C20=，由公式校正得： 則 ，空塔氣速u===塔徑 所以按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為 D=塔截面積 實(shí)際空塔氣速 精餾段： 提餾段：精餾段安全系數(shù)：，合適。提餾段安全系數(shù)：，合適 (2)溢流裝置采用單溢流、弓形降液管、平行受液盤及平直溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)計(jì)算如下①溢流堰長(zhǎng) ，即 ＝＝②出口堰高 采用平直堰，堰上液層高度可由下式算出 近似取E=1，則 ③弓形降液管和面積用弓形降液管的寬度與面積圖[2]求取和，因?yàn)?D＝由圖查得/＝ /D＝所以＝＝＝＝液體在降液管中的停留時(shí)間＝＝＝＝＝＝停留時(shí)間5s，故降液管可以使用④降液管底隙高度＝ 取＝＝＝（3）塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 取閥孔動(dòng)能因子＝10 ，則孔速為＝＝＝＝=＝求取每層塔板上的浮閥數(shù)，即＝＝ 取177個(gè)＝= 取178個(gè)取邊緣寬度＝，破沫區(qū)寬度為＝，計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即 ＝2[x]R=D/2=X=D/2(+)=(+)= =浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距為 t＝，估算排間距，即精餾段＝==提餾段===考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊板的支承與銜接也是要占去一部分鼓泡區(qū)的面積，而應(yīng)該小于此值。故取＝按t＝75mm＝60mm等腰三角形叉排方式作圖圖9 精餾段和提餾段閥孔數(shù)精餾段排得閥數(shù)為151個(gè)提餾段排得閥數(shù)為151個(gè)按N＝180個(gè)重新核算及閥孔動(dòng)能因數(shù)精餾段＝提餾段精餾段=提餾段＝閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，還在912范圍內(nèi)。精餾段塔板開孔率＝＝＝％提餾段塔板開孔率＝＝＝％精餾段和提餾段的開孔率都在10%~14%之間，兩者都符合要求。（4）塔板流體力學(xué)驗(yàn)算 氣相通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降，可以公式 ①干板阻力精餾段 m/s提餾段 m/s因?yàn)榫s段和提餾段的,故＝精餾段＝＝＝提餾段＝＝＝②板上充氣液層阻力本設(shè)備分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳?xì)浠衔铮扇槌錃庀禂?shù)＝，所以＝＝＝③液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，忽略不計(jì)。因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊后w高度為精餾段 ＝+＝提餾段 ＝+＝則精餾段單板壓降＝g＝＝552Pa提餾段單板壓降＝g＝＝所以假設(shè)符合要求。（5）淹塔 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，（+），可以按公式①與氣體通過塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊后w高度：精餾段 ＝提餾段 ＝②液體通過降液管的壓頭損失：因不設(shè)進(jìn)口堰，故可以按公式＝精餾段＝＝提餾段＝＝③板上液層高度：＝故 精餾段 ＝++＝ 提餾段 ＝++＝取＝ 又選定了＝精餾段＝ 精餾段＝，則精餾段 （+）＝（+）＝提餾段（+）＝（+）＝可見（+）,符合防止淹塔的要求。（6） 霧沫夾帶 按公式泛點(diǎn)率＝100％及泛點(diǎn)率＝板上液體流徑長(zhǎng)度 ＝D2＝＝板上液流面積 ＝2＝＝苯和甲苯為正常系統(tǒng)，可以按下表取物性K＝，而且從下圖查泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù) 圖10 泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù) 表8 物性系數(shù)K精餾段的＝ 提餾段的＝精餾段的泛點(diǎn)率＝＝%泛點(diǎn)率＝提餾段的泛點(diǎn)率＝泛點(diǎn)率＝根據(jù)兩個(gè)泛點(diǎn)公式計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80％以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足（液）/kg（氣）的要求。7. 塔板負(fù)荷性能圖（1）霧沫夾帶線，按公式泛點(diǎn)率＝按泛點(diǎn)率為80％計(jì)算如下精餾段 +＝提餾段 +＝由上式可知道霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)可作出霧沫夾帶線（1）相應(yīng)的和值表9 霧沫夾帶線取點(diǎn)精餾段Ls/（m3/s）Vs/（m3/s）提餾段Ls/（m3/s）Vs/（m3/s）（2） 液泛線 由公式（+）＝＝忽略，得（+）＝++（1+）[]由于物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，而且＝將上式化簡(jiǎn)為精餾段 ＝提餾段 ＝相應(yīng)的和值表10 液泛線取點(diǎn)精餾段Ls/（m3/s）Vs/（m3/s）提餾段Ls/（m3/s）Vs/（m3/s）根據(jù)數(shù)據(jù)作出液泛線（2）（3） 液相負(fù)荷上限線 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留的時(shí)間不低于35s。依據(jù)公式，液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間為以＝5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則精餾段 ＝＝＝提餾段 ＝＝＝求出上限液體流量值（常數(shù)）。在圖液相負(fù)荷上限線為與氣體流量無關(guān)的豎線（3）（4） 漏液線 對(duì)于型重閥，依＝＝5計(jì)算，則＝又知道 則 以＝5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則精餾段 ＝＝提餾段 ＝＝作出與液相流量無關(guān)的水平漏液線（4）(5) 液相負(fù)荷下限線 取堰上液層高度＝，依公式＝取E＝1，則精餾段 ＝ 提餾段 ＝分別作出塔板負(fù)荷性能圖上的（1）（2）（3）（4）（5）條線由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：（1）任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)p（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的位置。（2）精餾段氣相負(fù)荷上限是由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。提餾段塔板的氣相負(fù)荷上限是由液相負(fù)荷上限控制，操作下限由漏液控制。（3）按照固定的氣液比，由下