【正文】 00 .5 7 1 1 0 .3 6 4 7 0 .3 8 8 4fy x x? ??? ? ? ? 以下交替使用 提餾線操作線方程 ??和 相平衡方程 y? ?得： 1 1 1 11 .4 6 0 .3 6 4 7 0 .0 0 9 0 .5 1 2 5 0 .3 1 1 8yx? ? ? ? ???? ?相 平 衡； 12 120 .4 4 6 2 0 .2 5 7 8yx? ??? ?； 13 130 .3 6 7 4 0 .2 0 0 2yx? ??? ?； 14 140 .2 8 3 3 0 .1 4 5 6yx? ??? ?； 15 150 .2 0 3 6 0 .0 9 9 3yx? ??? ?； 16 160 .1 3 6 0 0 .0 6 3 5yx? ??? ?； 17 170 .0 8 3 7 0 .0 3 7 9yx? ??? ? 18 180 .0 4 6 3 0 .0 2 0 5yx? ??? ? 19 190 .0 2 1 0 0 .0 0 9 2yx? ??? ??? ； . 故理論板為 19 塊 （含塔釜） ，精餾段 有 9 塊，第 10 塊為進料板 。 2 . 4 2 2 . 9 3S L WS V WLV ?? ? ? ? 查圖可得 20 /C m s? 18 .50 /mN m? ? ， 115520 1 8 .5 0( ) ( ) 0 .0 8 2 0 .0 8 0 0 72 0 2 0CC?? ? ? ? m a x 7 8 0 . 7 2 . 9 30 . 0 8 0 0 7 1 . 3 1 /2 . 9 3LVVu C m s???? ?? ? ? ? 1 17 /u m s? ? ? 439。取同一橫排的孔心距 ，則估算排間距 0 2 . 0 539。 按 340N? 重新核算孔速及閥孔動能因數(shù) ： 精餾 段 0 2204 4 2 . 2 4 5 . 5 2 /3 . 1 4 0 . 0 3 9 3 4 0Vsu m sdN? ?? ? ??? 00 5 .5 2 2 .6 9 9 .0 5VFu ?? ? ? ? 閥孔動能因數(shù) 0F 變化不大，仍在 9~12 范圍 內(nèi)。 5 .9 6uu ?? 由上所述，塔板開孔率均滿足常壓塔開孔率在 10%~14% 之間的要求，所以，提餾段的閥孔數(shù)可以與精餾段相同。dH可由下式計算，即： d p L dH h h h? ? ? ① 氣體通過塔板的壓強降所相當?shù)囊褐叨萷h已算出： 精餾段 ? 提餾段 39。 8780 .7 100 % 1 2 ssVL ? ? ??? ? ???泛 點 率 整理得 14 39。 （ 2）塔板的氣 相負荷上限完全由液相負荷上限 帶控制，操作下限由漏液控制。 重新核算流速，即24 0 .0 1 5 1 1 .7 4 /3 .1 4 0 .1 0 5u m s????，仍在適宜的流速范圍 頂部蒸汽排出管規(guī)格 近似取精餾段體積流率為塔頂蒸汽體積流率 /Vs m s? ，在常壓下，塔頂蒸汽出口管中的允許蒸汽速度為 15~20m/s[5],可取管內(nèi)蒸汽流速為 15 /Tu m s? ,則塔頂蒸汽管直徑 2 .2 4( ) 0 .4 3 63 .1 4 1 5Tdm???? 取頂部蒸汽排出管尺寸為： ? 450 ? 的標準管。 為了制作的方便，裙座我們選用圓筒形裙座 。本設計采用 絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、重量輕、空隙大、使用方便等優(yōu)點 [6]。這種學習實踐不但 使我們對書本上所學理論知識有了進一步的理解，更讓我們體會到了理論知 識對實踐工作的重要的指導意義。 課程設計心得體會 經(jīng)過兩周的課程設計，我們在實習中不斷的進步， 從開始的無從下手到各種計算、應用各種渠道查找所需資料， 將我們在所學的理 論知識不斷的實踐在設計上，最終 設計出一套較為完善的浮閥式連續(xù)精餾塔設備 。 當空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴重，以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設備的正常操作。 因為鋼板最小厚度不得小于 4毫米，所以取圓筒和封頭的厚度為 4毫米加上厚度附加量 2 毫米等于 6毫米。 取管內(nèi)流速為 /Ru m s? ,則回流管直徑 0 . 5 0 . 54 4 0 . 0 0 5 3( ) ( ) 0 . 0 5 83 . 1 4 2 . 0sRRLd m mu?? ?? ? ?? 取塔頂回流進口管尺寸為： ? 76mm 4mm? 的標準管。 （ 2）塔板的氣相負荷上限完全由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。 按泛點率 =80%計算如下： 精餾段 2. 69 8814 .45 1 8 ssVL ? ? ??????泛 點 率 整理得 76 0 11ssVL?? 9ssVL??或 提餾段 39。 36 3 66phm? ? ? 單板壓降 39。 塔板開孔率039。 按 75 , 39。 ④ 降液管底隙高度 0h ：0 039。 112239。在常壓下它們的蒸汽壓及汽液平衡數(shù)據(jù)，如下表所示： 表一 苯和甲苯的蒸汽壓及汽液平衡數(shù)據(jù) [3] ）（ Ct0 KPaP苯 KPa甲苯P ? ?分數(shù)摩爾 苯x ? ?分數(shù)摩爾 苯y(tǒng) 0 0 由表一數(shù)據(jù)作如圖 21 等壓曲線（ tx圖） 1— 汽相 2— 液相 圖 21 苯 甲苯的等壓曲線 根據(jù)圖 21 可 確 定 塔 頂 ， 塔 釜 和 進 料 溫 度 分 別 為 ：0 0 08 0 .5 , 1 0 9 .6 , 9 5 .8Dwt C t C t C??? 再根據(jù)表 1數(shù)據(jù)畫出苯 — 甲苯的汽液平衡曲線如圖 22： f = 0 . 3 8 8 4 圖 22 苯 甲苯的 xy曲線 由于沸點進料（ q=1）， Xq=Xf=, 由圖 22 的平衡曲線圖可得 Yq= 由min DqqqxyR yx?? ? 可得 m i n 0 . 9 8 3 0 . 6 1 2 1 . 6 60 . 6 1 2 0 . 3 8 8 4DqqFxyR yx? ?? ? ??? 取實際操作回流比 m in1 .5 1 .5 1 .6 6 2 .4 9RR? ? ? ?， 則精餾段操作線方程為1 2 . 4 9 0 . 9 8 3+1 1 3 . 4 9 3 . 9 4DRy x x xRR? ? ??? 苯 甲苯二元物系在總壓 下蒸汽壓 ?AP 、 ?BP 由安托萬 Antoine方程 [1]計算： 1 2 0 6 .3 5 0l g 6 .0 2 2 3 2 2 2 0 .2 3 7AP t176。在本設計中鑒于 U 形的優(yōu)點：結(jié)構(gòu)簡單，造價低廉，殼程易清洗，熱補償范圍寬，易于維修，便于加工。加上閥片的采用自動適應進氣量，據(jù)有較大的操作彈性；上升氣流水平進入液層，增加了氣夜的接觸時間，從而增加了塔的操作效率。 4．氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及 液面落差比泡罩塔小。 塔板效率高：由于上升蒸汽以水平方向吹入液層，故氣、液接觸時間較長，而霧沫夾帶量較小，板效率較高。 缺點：操作彈性范圍較窄，小孔篩板容易堵塞。上升氣速通過篩孔分散成細小的流股，在板上液 層中鼓泡而出與液體密切接觸。稱為“升氣管”。適當?shù)匕才沤狄汗艿奈恢眉把叩母叨?，可以控制板上液體的流經(jīng)與液層厚度，從而獲得較高的效率。 三 、 流體阻力?。毫黧w通過塔設備時阻力降小，可以節(jié)省動力費用，在減壓操作是時，易于達到所要求的真空度。因為被加熱到泡點，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。通常把低沸點的組份稱為“易揮發(fā)組份”，把高沸點的組份稱這“難揮發(fā)組份”。 問題研究 本設計是針對苯 — 甲苯的分離而專門設計的塔設備。 為了加強工業(yè)技術的競爭力，長期以來，各國都在加大塔的研究力度。塔 設備的設計和研究，已經(jīng)受到化工行業(yè)的極大重視。更加強了對篩板塔的研究，提出了斜空塔和浮動噴射塔等新塔型。計算和設計這些之后進行了有關的力學性能計算和一系 列校核。 如苯和甲苯混合 溶液由塔中部加入，液體在塔內(nèi)外于沸騰狀態(tài)，產(chǎn)生的蒸汽沿塔上升，從塔頂引出進入冷凝器冷凝，冷凝液一部分作為 塔頂產(chǎn)物（又稱餾出液），一部分回流至塔內(nèi)作為液相回流，液相沿塔下降至塔底引出，一部分作為塔底產(chǎn)物（ 稱殘液），一部分進入再沸器，被加熱沸騰汽化作為塔內(nèi)的上升蒸汽流， 汽、液兩 相在塔內(nèi)直接接觸，實現(xiàn)熱和質(zhì)的傳遞。塔里的混合物不斷重復前面所說的過程，而進料口不斷有新鮮原料的加入。 六 、 能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等 。液面落差大，能引起板上液體分布不均勻，降低分離效率。上升氣體通過齒縫被分散成 細小的氣泡進入液層?？仔木嗯c孔徑之比常在 ~4范圍之內(nèi)。這樣當氣量很小時，氣體仍能通過縫 隙均勻地鼓泡，而且由于閥片與塔板板面是點接觸，可以防止閥片與塔板的粘著與腐蝕。 浮閥對材料的抗腐蝕性要求很高，一般都采用不銹鋼。為此常采用對液流方向成錯排的三角形的排列方式。換熱器是化工及其他許多工業(yè)部門的通用設備，在生產(chǎn)中占有重要地位。 為確保設計的合理性，在本設計過程中，采用了最新化工工程標準及數(shù)據(jù)。 精餾段的實際板數(shù)為 ： 9 ??精(層 ) 提餾段的實際板數(shù)為： 9 18 ??提（層） 實際是在第 19塊塔板進料的。 4 2 .4 2 1 .8 33 .1 4 0 .9 1 7SVDmu? ?? ? ?? 查浮閥塔板 間距參考數(shù)值 [2]得，所選板間距 ? 合理 。 0 . 0 8 8 03 4 2 0 . 0 7 5At m m mNt? ? ? ?? 提餾段 00 9 5 . 2 6 /39。 塔板開孔率00 .7 1 3= 1 2 .9 %5 .5 2uu ?? 若提餾段 取的孔數(shù)與精餾段相同，則提餾段 0 2204 4 2 . 4 239。 氣相通過浮閥塔板的壓強 降 1pch h h h?? ? ? [2] （ 1） 精餾段 ① 干板阻力 臨界孔速 111 . 8 2 5 1 . 8 2 5007 3 . 1 7 3 . 1( ) ( ) 6 . 1 0 7 5 . 5 2 /2 . 6 9c Vu u m s?? ? ? ? ? 因 0 ocuu? ，故按下式計算干板阻力，即： [ 2 ] 5 . 5 21 9 . 9 1 9 . 9 0 . 0 3 38 1 4 . 4 5c Luhm?? ? ? ? ② 板上充氣液層阻力 本設備分離 苯和甲苯混合液，即液相為碳氫化合 可取充氣系數(shù) ， [ 2]10 = 0 .5 0 .5 0 .0 6 0 .0 3LLh h h m?? ? ? ? ③ 液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，忽略不計 [2]。 ? ② 液體通過降液管的壓頭損失 因不設進口堰 ，故按下式計算： 精餾段 2200 . 0 0 5 30 . 1 5 3 ( ) 0 . 1 5 3 ( ) 0 . 0 0 3 0 41 . 4 0 . 0 5sdWLhmlh? ? ?? 提餾段 22039。 0 39。 （ 3）按照固定的液氣比， 由圖可得 3( ) m a x /sV m s? ，由上述計算有3( ) m in 6 /sV m s? ( ) m a x 4 .0 3= 3 .4( ) m in 1 .1 8 6ssVV ??操 作 彈 性 浮閥塔板工藝設計計算結(jié)果 項目 精餾段 提餾段 備注 塔徑 D， m 板間距 HT， m 塔板型式 空塔氣速 u，m/s 堰長 lW， m 堰高 hW， m 板上液層高度 hLm 降液管底隙高度 ho，