《化工原理课程设计--年处理量18万吨苯-甲苯混合液的筛板塔.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理课程设计--年处理量18万吨苯-甲苯混合液的筛板塔.docx（32页珍藏版）》请在课桌文档上搜索。
1、化工原理课程设计设计题目：年处理量18万吨苯一甲苯混合液的筛板塔专业：化学工程与工艺前言化工原理课程设计是学生学过基础课程及化工原理理论和实验后，进一步学习化工设计的基础知识，培养化工设计能力的重要环节。通过此环节的实践，可使学生初步掌握化工单元操作设计基本程序与方法，得到化工设计能力的基本锻炼。通常的精储塔分为板式塔和填料塔两大类，本次设计为筛板塔设计。筛板塔的优点是结构简单，造价低廉，气体压降小，板上液面落差小，生产能力及板塔效率均较泡罩塔高。近年来采用大孔径的筛板有效避免孔堵塞，而且由于气速的提高,生产能力也增加。本设计的题目是苯-甲苯连续精储筛板塔的设计，即需设计一个精储塔用来分离易挥
2、发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。筛板塔设计任务书一、设计题目苯-甲苯混合液筛板精能塔设计二、设计条件1、年处理量：苯-甲苯混合液18.O万吨:（年开工300天）2、泡点进料，进料苯含量为40%（质量分率，下同）；3、塔顶苯含量不低于型%；塔底苯含量不高于弊4、设备型式：筛板塔5、建厂地址：沈阳三、设计任务完成精修塔工艺设计，运用最优化方法确定最佳操作参数；精修设备设计，有关附属设备的设计和选用；绘制生产工艺流程图，塔板结构简图和塔板负荷性能图；编制设计说明书。1、设计方案的确定及工艺流程的说明；2、精储塔的物料衡算；3、塔板数的确定；4、精储塔的工艺条件及有关
3、的物性数据的计算。5、精储塔塔体工艺尺寸的计算；6、塔板主要工艺尺寸的计算；7、塔板流体力学的验算；8、塔板负荷性能图；9、精储塔接管尺寸计算；10、塔顶冷凝器、塔底再沸器选型计算；11、绘制生产工艺流程图；12、绘制塔板结构简图；13、绘制精储塔设计条件图；14、对设计过程的评述和有关问题的讨论；四设计时间（一个月）目录序言2板式精储塔设计任务书3设计方案的确定和说明4二塔板工艺设计计算错误!未定义书签。2.1 塔的物料衡算92.2 塔板数的确定错误!未定义书签。2.3 精储塔的工艺条件及有关物性计算132.4 精储塔的塔体工艺尺寸的计算172.5 溢流装置计算182.6 筛板的流体力学验算
4、错误!未定义书签。2.7 塔板负荷性能图错误!未定义书签。2.8 设计结果一览表错误!未定义书签。三板式塔得结构与附属设备263.1 附件的计算261.1 .1接管261.2 塔的总体高度的计算29四设计心得体会29五参考书目30六附录311设计方案的确定和说明；1.1 苯甲苯物性苯的沸点为80.1C,熔点为5.5,在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88gml,但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。甲苯是最简单，最重要的芳烧化合物之一。在空气中，甲苯只能不
5、完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95,沸点为Ul甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0.866克/厘米3,对光有很强的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯几乎不溶于水（0.52gl）,但可以和二硫化碳，酒精，乙醛以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为0.6mPas,也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40.940kJkg,闪点为4,燃点为5350分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。板式精储塔、浮法塔都是常用的塔类型，可以根据不同
6、塔各自特点选择所需要的塔。1.2 操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精储装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式、余热利用方案以及安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。1.2.1 操作压力蒸储操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加
7、压下进行蒸锵。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸储的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馈的能量消耗。1.2.2 进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馀段与提馈段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。1.2.3 加热方式蒸馈釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设
8、置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大（如酒精与水的混合液），便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热;在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。但对有些物系（如酒精与水的二元混合液），当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。值得提及的是，采用直接蒸汽加热时，
9、加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于酒精水溶液，一般采用0.40.7KPa（表压）。饱和水蒸汽的温度与压力互为单值函数关系，其温度可通过压力调节。同时，饱和水蒸汽的冷凝潜热较大，价格较低廉，因此通常用饱和水蒸汽作为加热剂。但若要求加热温度超过180时，应考虑采用其它的加热剂，如烟道气或热油。当采用饱和水蒸汽作为加热剂时，选用较高的蒸汽压力，可以提高传热温度差，从而提高传热效率，但蒸汽压力的提高对锅炉提出了更高的要求。同时对于釜液的沸腾，温度差过大，形成膜状沸腾，反而对传热不利。1.2.4 冷却剂与出口温度冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温
10、度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50,否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。1.2.5 热能的利用精储过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馀过程本身的热能是十分重要的。选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。与此同时，合理利用精储过程本身的热能也是节约的重要举措。若不计进料、偏出液和釜液间的焙差，
11、塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再沸器所输入的热量，其数量是相当可观的。然而，在大多数情况，这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。如果采用釜液产品去预热原料，塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料，可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。此外，通过蒸播系统的合理设置，也可以取得节能的效果。例如，采用中间再沸器和中间冷凝器的流程，可以提高精馈塔的热力学效率。因为设置中间再沸器，可以利用温度比塔底低的热源,而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。1.3 确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质
12、、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：1.3.1 满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表（如温度计、压强计，流量计等）及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因
13、，以便采取相应措施。1.3.2 满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸储过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水的节省就很重要；在水源充足
14、及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传热面积。1.3.3 保证安全生产例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。1.4 本设计方案的流程和概述塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。塔设备的设计和研究，已经受到化工行业的极大重视。在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗
15、定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。精微过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。因此精微塔操作弹性的好坏直接关系到石油化工企业的经济效益。拟设计一台年处理苯一甲苯混合液3.0万吨（开工率300天/年）的筛板精微塔，要求塔顶僧出液中苯含量不低于98%,塔底釜液中含苯量不高于2%。先设计苯一甲苯混合液经预热器加热后，用泵送入精储塔；塔顶上升蒸汽采用冷凝器冷凝后部分回流，其余作为塔顶产品冷却后送至贮槽；塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却
16、后送入贮槽。工艺流程图见附图1。操作压力为常压101.3kPa,采取泡点进料。2、塔板的工艺设计2.1 塔物料衡算2.1.1 原料液及塔顶、塔顶产品摩尔分率的计算苯的摩尔质量：M=78lkg/kmol甲苯的摩尔质量：MB=923kgZkmcI0.4/78.110.4/78.11 + 0.60/92.13= 0.440= 0.9660.96/78.11XrD0.96/78.11+0.04/92.13xw=0.0230.02/78.110.02/78.11+0.98/92.132.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量Mf=0.44078.11+(1-0.440)X92.13=85.96kg
17、kmolMd=O.96678.11+(1-0.966)92.13=78.59kgkmolMw=O.023X78.11+(1-0.023)X92.13=91.96kgkmol2.1.3 物料衡算已知M,=85.72kg/kmol,年处理苯一甲苯混合液18.0万吨，以年工作日330天，每天24小时计：原料液的处理量F=曳虫四=265.13kmolh3(X)X24x85.72又XF=O.440XD=O.966XW=O.023总物料衡算F=D+W=265.13kmolIh苯物料衡算265.13X0.440=0.966D+0.023W联立得。=125.75痴/z2.1.4 热量衡算塔顶由查手册经内插法可
18、得进料:塔顶:塔釜:加=93.38 80.88 tw = 109.42 44.0-48.9_59.2-48.9齿一92.189.492.196.6-95.0100.0-95.0381.280.281.22.3-0_8.8-0Ziv-110.6-106.1-110.6精馀段平均温度：tm=(93.38+80.88)/2=87.13tD温度下Cpl=23.75kcal(kmol.)=99.41kJ(kmol.k)Cp2=29.95kcal(kmol.)=125.49kJ(kmol.k)Cpd=CplX+Cp2(I-Xd)=99.410.966+125.490.034=100.30kJ(kmol.k
19、)TW温度下Cp1=25.65kcal(kmol.)=107.36kJ(kmol.k)Cp2=31.25kcal(kmol.)=130.80kJ(kmol.k)Cpw=CplXo+Cp2(I-Xd)=107.360.023+130.80x0.977=130.26kJ(kmol.k)tD温度下r1=94.98kcalkg=397.66kJkgr2=92.21kcalkg=386.06kJkgr=r1Xd+2(1-Xo)=397.27KJkg塔顶M=MlXXD+M2x(I-Xd)=78.59塔顶以0口为基准，0口的塔顶气体上升的焰QVQv=VCpDtD+VrMD=427.55(100.3080.8
20、8+397.2778.59)=1.681O7KJ/kg回流液的焰QrQr=LxCpto=301.8100.380.88=2.45106KJ/kg因为镭出口与和回流口组成一样，所以CP=100.30Qd=DxCpTd=125.75l00.3080.88=l.02l06冷凝器的焰Qc=Qv-Qf-Qd=I.681O7-2.451O61.O21O6=13.33106KJ/kg进料口的熔TF温度下Cp1=24.60kcal(kmol.)=102.97kJ(kmol.k)Cp2=30.35kcal(kmol.)=127.07kJ(kmol.k)Cp=CplXoCp2(I-Xd)=102.970.44+1
21、27.070.56=116.47kJ(kmol.k)Qf=CpFxtF=116.47265.1393.38=2.88106塔底残液焰Qw=WxCpwTw=139.38130.26109.42=1.99106再沸器塔釜热损失为10%则效率90%设再沸器损失能量Q损失=01QbQb+Qf=Qc+Qw+Q按+QdQB=14.961062.2塔板数的确定2.2.1理论板层数NT的求取苯与甲苯属理想体系，可采用图解法求理论板层数。由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e(0.450.45)作垂线ef即进料线(q线)，改线与
22、平衡线的交点坐标为yq=0.678=0.457故最小回流比为:xdyq0.9660.678ICyq-xq0.678-0.440取回流比为最小回流比的2倍即R=2Rnim=2xl.2=2.4操作线方程的确定V=V, =427. 55kmolhL=RD=2.4125.75=301.8kmolhV=(1+R)D=3.4125.75=427.55kmolhL,=L+qF=301.8+265.13=566.93kmolh即精储段操作线方程1=七+守7=0.705%+0.294R1R1提微段操作线方程图解法求理论塔板层数采用图解法求理论塔板层数，结果为：总理论塔板数为NT=13,进料板位置NF=6；2.2
23、.2实际板层数的求取用奥康奈尔法对全塔效率进行估算表不同温度下苯甲苯黏度（mPa*s）温度8090100110120苯0.3080.2790.2550.2330.215U甲苯0.3110.2860.2640.2540.2281、全塔平均温度:-口+加80.88+109.42Cu一t=95.11222、内插法求平均黏度利用内插法计算得关95.11-90-0.279.八”,业苯：=七苯二0.267mpa*s100-900.255-0.279甲苯：95.119=-0.286甲苯二0279mpa*s100-900.264-0.286因为=ViiLD=0.9660.267+(1-0.966)X0.279
24、=0.267Lw=0.0230.267+(l-0.023)0.279=0.2733、全塔液体的平均黏度：LLLD-+-LlLW0.267-4-0.273CCrCLII=0.270224、全塔效率：Er=O.49(碑 )24f5 =0.49 (2.452 0.270)245=0.54215、实际塔板的求取精储段实际塔板层数N=60.5421=11提福段实际塔板层数N=170.5421=13总塔板数N二242.3精储塔的工艺条件及有关物性的计算2.3.1 操作压力计算塔顶操作压力：分=IOL325kPa每层塔板压降：P=0.7kPa进料板操作压力：PF=101.3250.711=109.025kP
25、a精微段平均压力：Pm=(PD+PQ12=(10L325+109.025)/2=105.175塔底压力：2=IOl.325+0.724=118.125kPa塔底平均压力：P：=(101.325+118.125)/2=109.725ARZ232操作温度的计算塔顶由查手册经内插法可得行=93.38 5= 80.88 tw = 109.42 44.0-48.959.2-48.9进料：=tF-9289.4-92.1+北后96.6-95.0100.0-95.0塔顶：=加一81.280.2-81.2塔父2.308.80/W-110.6106.1-110.6精微段平均温度：tm=(93.38+80.88)/
26、2=87.13233平均摩尔质量的计算塔顶：xd=y=0.966Xi=0.916MVDM=0.96678.11+(1-0.966)92.13=78.59版/IcmolMLDM=0.91678.11+(l-0.916)92.13=79.29伙/hnol进料板：X=0.652Xf=0.431Mwm=0.65278.11+(1-0.652)92.13=82.98/kmolMLFM=043178.11+(1-0.431)x92.13=86.09依/kmol精微段:Mvm=(78.59+82.98)/2=80.785版/hnolMLM=(79.29+86.09)/2=82.69依/kmol234平均密度
27、的计算精储段：(1)气相平均密度”计算理想气体状态方程计算，即精储段气相密度：P、M =105.17580.875= 2.839炊/RTml8.314x(87.13+273.15)(2)液相平均密度QL计算由式Ypl=%z=ll求相应的液相密度。当j=80.88时,用内插法求得下列数据殳由与甲苯在不同温度下的密度温度苯甲苯8081581090803.9800.2100792.5790.3110780.3780.3120768.9770.390-8080.88-80803.9-815一夕81590-8080.88-80PA= 815.997依/疗/=810.862炊/加Pldm 09%4,401
28、 + 00,471=815.802侬/疝800.2-810p-810PA= 800.047依/pfl=796.8540.43178.110.43178.11+0.56992.13= 0.3911对于进料板：If=93.38依/加C时用内插法求得下列数据100-9093.38-90792.5-803.9p-803.9100-9093.38-90790.3-800.2p-800.2PlFM=798.1OOkg/mLFM0.3911/800.047+0.6089/796.854精储段液相平均密度：PIm815.802+798.100= 806.95/ n31.1.5 液体的平均表面张力的计算塔顶历=
29、 80.88 C85-8080.88-8020.52-21.145 - 6-21.14585-80_ 80.88-8020.773 21.348 6 21.348 = 21.035zNmOB =21.248W/加苯和甲苯不同温度下的表面张力温度/苯mN/m甲苯mN/m8021.14521.3488520.5220.7739019.91120.2019519.29919.63310018.69219.06810518.08818.50711017.48817.95012016.4917.34aIDM=0.96621.0775+21.286X0.034=21.04w7V/m95-9093.38-9
30、019.299 19.911 一 6一19.91195-9093.38-9019.633-20.201 -20.201进料位置/=93.38C时-19.497加V/m=19.8YImN/maIFM=0.44019.497+0.56019.817=19.676W/m精储段液相平均表面张力：=(21.04+19.676)/2=20.35SmN/m1.1.6 液体平均粘度计算Wzd=80.88查手册得八=0.3IOmPtz5=0.31筋尸slog从fw=0.983IgO.310+0.0171g0.312=l=0.302wP4s进料IF=93.38查手册得：八=0.295%Rzs=0.247帆PaSl
31、ogLFM=O.4401g0.295+0.560IgO.247可得：氏FM=0-267mPas精储段液相平均粘度为：,m=(0.310+0.267)/2=0.2885mP.s2.4 精储塔的塔体工艺尺寸计算2.4.1 塔径的计算精馈段的气、相体积流量为：*加=髭蓝鬻53S（由式C = GO曝严）max301.8x82.69:00086w?S3600806.951GO由手册查图的横坐标为7=4（包严=配（晒空严=OO42,Pv3.382.839取板间距HT=O.45m板上液层高度hl=0.06m=5 nil Hi.o.oii 0 02 0.03 0.040.06 0.08 0.100.200.3
32、0 0.400.60 0.80 1.00C20=0.07可得C=0.07(20-)z2=0.07620N=0767(8()6.951-2.839)/2.839=1.28S取安全系数为0.7,则空塔气速为=0.71.28=.896Om/S塔径D=1 43.383.14x0.896=2.19/7:按标准塔径圆整后D=2.2m塔截面积At=0.785D2=3.80h22.4.2 精储塔有效高度的计算精微段的有效高度为Z精=(N精-DHr=(11-Dx0.45=4.5m提镭段的有效高度为Z提=(N提-1)%=(13T)XO.45=5.4m在进料板上方开一人孔，气高度为0.8m故精僧塔的有效高度为：Z=
33、Z精+Z提+0.8=4.5+5.4+0.8=10.7m2.5 溢流装置计算2.5.1 溢流装置计算因塔径D=2.2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IW取堰长L为0.66D,即/“=0.66x2.2=1.45优(2)溢流堰堰高hwh=hl-hhE区)%L卬1000Iw查图得，取近似E=LO,则how=2.84x10-3.44严=2.84l0-3i(3600x0.00862/3=0022加Iw1.45取板液层高度hl=60mm故hw=IIL-how=0.06-0.022=0.038?(3)降液管的宽度Wd和降液管的面积4由上=0.66,查图得丝
34、=0.124,%=0.0722DDA.故Wd=0.124D=0.1242.2=0.2728/7?Af=0.0722A,=0.0722x3.8=0.2744m计算液体在降液管中停留时间0.0086 3600LhlLSl36003JML=3600x0.2744x0.45/旃外故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度ho取液体通过降液管底隙的流速%为0.llm/s依式156计算降液管底隙高度h0,即：,Lsi0.0086x3600Ii.=-/=0.0539/7?”1.450.113600因为%不小于18mm,故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度鼠=50皿2.5.2 塔板布置(1)塔板的分块本设
35、计塔径为D=2.2m,因80OmmD,故塔板采用分块式。查表得，塔板分为6块。(2)边缘区宽度确定取叱=w；=0.065mWc=0.035m。(3)开孔区面积计算A=2(xr2-X2+-r2sin)“180r其中：n?2X=-(V+W)=-(0.2728+0.065)=0.7622加D22r=-W=-0.035=L065n2C2+zro八hMo2,3.141.065._t(0.7622/)2故A1=20.7622X1.065-0.7622+sin=2.940机L180I1.065JJ2.5.3筛孔的计算及排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用6=3碳钢板，取筛孔直径为d0=5mm筛孔按正三角排列
36、，取孔中心距;t=3=15mm筛孔数目1.155AayM=15092t22开孔率=0.097yj=0.101%Uo=气体通过筛孔的气速A。2.6塔板流体力学验算2.6.1 干板阻力的计算he干板阻力由式：hc=0.051(uoco)(pvp)do=53=1.67查图得Co=O.772故法=(=0.039m液柱10.772J1806.95M2.6.2 气体通过液层的阻力hi的计算h=hVS3.38八Ua=AT-Af=3.8-0.2744=，Fo=UoVpv=O.9592.839=1.62查图得B=0.57故hl=hl=(hw+how=0.57(0.038+0.022)=0.0342m液柱2.6.
37、3 液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力；h401g do4x0.020358806.951 9.81 0.0050.0021 m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hphp=he+hl+h=0.039+0.0342+0.0021=0.0753m液柱气体通过每层塔板的压降p=hppig=0.0753X806.9519.81=596.08700Pa2.6.4 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且此次的塔径液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。2.6.5 液沫夹带液沫夹带量由式计算hf=2.5儿=2.50.06=0.15m故=需（磊）=02kg液kg气Olkg液kg气故在本设计中液沫夹带量ev
38、在允许范内2.6. 6漏夜对筛板塔，漏夜点气速Uogn可由式计算MO,min=4.4c0(0.0056+0.13-lz)pl/pv=4.40.772(0.0056+0.130.006-0.0021)806.95/=6.031实际孔速Uo=11.38msuo,mi稳定系数G=U=L89L5Uo,min6.031故无明显漏夜1.1 .7液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从此式的关系，即Hd(H-hw)苯与甲苯物系属一般物系，取0=0.5则(Ht+Mv)=0.5X(0.45+0.038)=0.244而Hd=hp+h+hd板上不设进口堰，hd=0.153(w)2=0.1530.112=O.
39、OO185机液柱Hd=0.0942+0.06+0.00185=0.156w液柱Hd(p(H+hw)故本设计不会发生液泛。2.7 塔板负荷性能图2.7.1漏夜线Uo, min = 4.4Co0.0056+ 0.3-AcVa, minUo =4。hl = hw+how1000IIw)LsVsLsVs0.00151.6380.0101.7210.0031.6480.0151.8650.00451.7210.0252.0762.7.2液沫夹带线以eyO.lkg液kg气为限，求VS-IS关系如下ev5.7l Q- ua H-hf)VS VsAT-Af = 3.8-0.2744=0.28hf=2.5ZlL
40、=2.5(zh,+/tow)2how=2.84X10-旦齐严=2.84x10-3xi*(362LS严=。53心2hw=0.038hf=0.095+L335JW-Af=0.355-1.335L5=，对？:J=0.120.358Q3554335V = 7.96-29.9315整理得LsVsLsVs0.00157.5690.0106.6050.0037.3390.0156.1940.00457.1460.0255.41722.7. 3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006作为最小液体负荷标准，得how2.84 lo23600心了= 0.006取E=I则Ls. min = 0.00
41、12380.006100py1.45I-4-J3600据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线32.7.4液相负荷上限线以=5作为液体在降液管中停留时间下限由Ls, min =如也竺理= 0.0247据此可做出与气体流量无关垂直液相负荷上限线42.7.5液泛线令Hd=(Ht+hw)Hd=hp+hl+hdhp=he+hl+hhl=hLhL=hw+how联立得H+(0/71)hw=(/7+1)how+he+hd+h忽略h将how与LShe和Vs的关系式代入上式得2aVs=b-cLs-dLs,二0.0513、(ACC)Ip/,b=H-)hwc,=0.153(Av)2将有关数据带入#=0.0034
42、3=0.266c,=25.048Jt=0.8202YS=78.235-7361Ls-241.18JLsVsLsVs0.00158.670.0107.660.0038.550.0157.150.00458.460.0255.96由此表数据即可作出液泛线5根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图2.8筛板塔设计结果汇总序号项目数值序号项目数值1平均温度tm87.317边缘区宽度m0.0352平均压力pmkpa105.17518开孔区面积cm22.943气相流量Vs3.3819筛孔直径m0.0054液相流量Ls0.008620筛孔数目150925实际塔板数1321孔中心矩m0.0156有效段高度Z,m10.722开孔率10.17塔径m2.223空塔气速m/s0.89608板间距m0.4524筛孔气速m/s11.389溢流形式单溢流25稳定系数1.8910降液管形式弓形26每层塔板压降kpa0.59611堰长m1.4527负荷上限液泛控制12堰局m0.03828负荷下限漏夜控制13板上液层高度m0.0629液沫夹带ev0.01214堰上液层高度m0.02230气相负荷上限m3s0.024715降液管底隙高度0.053931气相负荷下限m3s0.00123816安定区宽度m0.06532操作弹性3、附属设备及主要附件的选型计算3.1接管尺寸计算3.1.1进料管进
