【導讀】本次設計的浮閥塔是化工生產中主要的傳質設備。工程技術人員廣泛的采用。數(shù)為的苯—甲苯二元溶液進行精餾過程，其中塔頂使用全凝器，部分回流。按逐板計算理論板數(shù)為15。由平均粘度得到全塔效率為50%，從而得到了塔的精。餾段實際板數(shù)為14塊，提餾段實際板數(shù)為15。實際加料位置在第15塊板。定了塔的主要工藝尺寸，塔板采用單溢流弓型降液管齒型堰如塔徑。精餾段的操作彈性為，提餾段的操作彈性為，符合操作要。置，又稱為蒸餾塔。有板式塔與填料塔兩種主要類型。分為連續(xù)精餾塔與間歇精餾塔。主要的塔板型式有：泡罩塔板；浮閥塔板；篩孔塔板；舌形塔板；網孔塔板；垂直浮閥；多降液管塔板；林德浮閥；無溢流塔板。泡罩塔板的氣體通道是由升氣管和泡罩構成的。塔板的主要結構特征。這種結構不僅結構過于復雜，制造成本高，而且氣體通道。曲折多變、干板壓降達、液泛氣速低、生產能力小。

　　

【正文】 1 2 ) 0 . 2 2 0 6TwH h m? ? ? ? ? ? 從而可知 )( wTd hHH ??? ，符合防止液泛的要求 2) 液沫夾帶量 Ve 計算 判斷液沫夾帶量 Ve 是否在小于 10%的合理范圍內，是通過計算泛點率 F1 來完成的。泛點 %1 0 ????pFLsGLGsAKcZLVF ??? 塔板上液體流程長度 2 1 2 0. 15 1 0. 69 8LZ D w d m? ? ? ? ? ? 塔板上液流面積 2 0 . 7 5 8 2 0 . 0 7 3 8 0 . 6 3 7 4p T fA A A? ? ? ? ? ?m2 苯和甲苯混合液可按正常物系處理 ，取物性系數(shù) K值， K=,在從泛點負荷因數(shù)圖中查得負荷因數(shù) CF=,將以上數(shù)值 分別代入上式，得泛點率 F1為 1 140 4 8 100 % 3%1 8 74F ? ? ? ??? ? ??? 為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在 80%以下。從以上計算的結果可知，其泛點率都低于 80%，所以霧沫夾帶量能滿足Ve(液 )/kg(干氣體 )的要求。 提餾段：取系數(shù) k=,泛點負荷系數(shù) CF= 吉林化工學院化工原理課程設計 25 2 3 780 .4196 2 100 % %1 4F ? ? ? ??? ? ???由以上計算可知，符合要求 根據(jù)以 上塔板的各項流體力學驗算，可以認為精餾段塔徑和各項工藝尺寸是合適的。 液沫夾帶線的繪制 液沫夾帶線上線時， ev= 液 /Kg 干氣，泛點是 80%. 則有 1F = %80% ????pFLsVLVsAKCZLV ?? ? （ 1）精餾段： 6 98 28 374ssVL???? ?? 整理可得： ?? （ 2）提餾段： 780 .9640 4ssVL?????? ?? 整理得： ???? 液泛線的繪制 當降液管中泡沫總高度 dH =? （ HT+ wh ）時將出現(xiàn)液沫 () pT w L d c dH h h h h h h?? ? ? ? ? lL＋ ＋ h +h +h + 由此確定液泛線 ()TwHh??222 300036002 . 8 45 . 3 4 0 . 1 5 3 12 1 0 0 0v S SwL w wU L Lhg l h l? ????? ? ? ???? ? ? ? ?? ? ? ?? ? ? ???（ ） 而式中閥孔氣速 U0與體積流量有如下關系。即NdVU S200 4?? 吉林化工學院化工原理課程設計 26 對于精餾段： 222 4 22 .8 8 80 .2 2 4 5 5 .3 4 0 .1 5 33 .1 4 0 .0 3 9 7 1 8 0 7 .4 1 9 6 9 .8ssswVL LL????? ? ? ? ??? ? ??? 22 32236002 . 8 40 . 1 5 3 1 0 . 5 0 . 0 4 91 0 0 0 0 . 8 40 . 8 4 0 . 0 2 6SSLL??? ? ? ???? ? ? ? ? ? ?? ? ? ??? ? ? ???（ ） 解得液泛方程 222 31 . 1 2 3 7 0 0 . 6 8 9 . 4S S SV L L? ? ? 對于提餾段：22 4 43. 12 80. 22 06 5. 34 3. 14 0. 03 9 70 78 0. 96 40 9. 8sV???? ? ? ? ? 22 32236002 . 8 40 . 1 5 3 1 0 . 5 0 . 0 4 1 20 . 7 0 . 0 2 7 7 3 1 0 0 0 0 . 7SSLL ??? ? ? ???? ? ? ? ? ? ?? ? ? ??? ? ? ???（ ） 解得液泛方程 222 31 . 0 1 1 9 2 6 0 6 . 3 2 8 . 1 4 5S S SV L L? ? ? 漏液線的繪制 精餾段計算 取動能因數(shù) F=5 110 m in2 2 3m in 0 0 m in5( ) 2 . 9 4 6 /2 . 8 83 . 1 4( ) ( ) 0 . 0 3 9 7 1 2 . 9 4 6 0 . 2 4 9 7 m / s 0 . 644vsFu m sV d N u??? ? ?? ? ? ? ? ? ? ? ? 提餾段計算 210 m i n2 2 3m i n 0 0 m i n5( ) 2 . 8 3 0 7 /3 . 1 23 . 1 4( ) ( ) 0 . 0 3 9 7 0 2 . 8 3 0 7 0 . 2 3 6 6 m / s 0 . 5 6 744vsFu m sV d N u??? ? ?? ? ? ? ? ? ? ? ? 因此不會產生漏液現(xiàn)象 m3/s 液相負荷的下限線的繪制 對于平直堰，取堰上液層高度 owh = 作為最小液體符合標準 吉林化工學院化工原理課程設計 27 owh = ????????wsl LE m in3 6 0 01 0 0 23 = 式中 E=1 3 2 3m in 0 . 0 0 6 1 0 0 0 0 . 7 0 . 0 0 0 5 9 7 /2 . 8 4 1 3 6 0 0sL m s???? ? ?????? 液相負荷的上限線的繪制 液體 的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于 35秒，液體在降液管中停留時間為 sLHAt s Tf 5~3?? 以 t=5s 座為液體在降液管中停留時間的下限 3m a x 38 0 05 90 4 /55fTs AHL m s? ?? ? ? 010 系列1系列2系列3系列4系列5系列6 圖表 1 吉林化工學院化工原理課程設計 28 010 系列1系列2系列3系列4系列5系列6 圖表 2 小結 1. 從塔板負荷性能圖中可看出，按生產任務規(guī)定的氣相和液相流量所得到的操作點 P 在適宜操作區(qū)的適中位置， 說明塔板設計合理。 2. 因為液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。 3. 按固定的液氣比，從負荷性能圖中可查得 精餾段氣相負荷上限 Vsmax= m3/s,氣相負荷下限 Vsmin= m3/s，所以可得 m axm in1 .0 5 4 .7 70 .2 2VsVs ?? 精餾段氣相負荷上限 Vsmax= m3/s,氣相負荷下限 Vsmin= m3/s，所以可得 m axm in0 .9 4 4 .2 70 .2 2VsVs ?? 塔板的這一操作彈性在合理的范圍 (3～ 5)之內，由此也可表明塔板設計是合理的。 吉林化工學院化工原理課程設計 29 第三章 輔助設備及選型 接管的計算與選擇 進料管的選擇 進料的質量流率： hKgMFG L F mF / 1 0 6 3 0 ????? 進料的體積流率： hKgGLLF mFF /?? ? 則進料管的直徑可由以下公式計算： FFF uLd ?36004? 式中： Fu 為料液在進液管內的流速，且取 Fu =則 mmdF 0 ????? 同時設置兩個進料管不同時間內進料，且每個進料管的進料量均為：hKgLF /? 回流管的選擇 冷凝器安裝在塔頂時，回流液在管道中的流速一般不能過高，否則冷凝器高度也要相應提高。 即回流管設計如下： 回流管的質量流率： hkgMDG L D mD /6 3 5 2 ????? / L D mGL K g h?? ? ? 回流管直徑依下式計算： DDD uLd ?36004? 式中： Du 為液料在回流管內的流速，且取 Du =dD= 吉林化工學院化工原理課程設計 30 釜底出口管路的選擇 釜底料液的質量流量 hKgMWG W /4 5 1 6 5 ????? 釜底料液的體積流量 WL = hKgGL W mW / 1 45 52 ??? 釜底出口管直徑依下式計算： wWW uLd ?36004? 式中： Du 為液料在釜底出口管內的流速，且取 wu = ?????Wd 塔頂蒸汽管 從塔頂至冷凝器的蒸汽管，尺寸必須適合，以免產生過大壓降，特別在減壓過程中，過大壓降會影響塔的真空度。 即塔頂蒸汽管設計如下： 塔頂蒸汽管直徑依下式 計算： TsT uVd ?4? 式中： Tu 為液料在塔頂蒸汽管內的流速，且取 Tu =20m/s； sV 近似取為精餾段的體積流率，且 sV = sm/3 。 4 0 . 6 0 . 1 9 5 5 1 9 5 . 53 . 1 4 2 0Td m m m?? ? ?? 加料蒸汽管的選擇 加料蒸汽管直徑依下式計算： 吉林化工學院化工原理課程設計 31 4 SVDu??? 式中： u 為液料在塔頂蒸汽管內的流速，且取 u =23m/s； 4 0 . 6 7 7 6 0 . 1 7 7 2 1 7 7 . 23 . 1 4 2 3D m m m?? ? ?? 封頭 的設計 封頭分為橢圓形封頭、 蝶形封頭等幾種，本設計采用橢圓形封頭，由公稱直徑 D=1000mm，可查得曲面高 hl=250mm,直邊高度 h0=40mm，內表面積 2m ，容積 V= 3m 人孔的設計 人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設置應便于人進出任何一層塔板。由于設置人孔處塔間距離大，且人孔設備過多會使制造時塔體的彎曲度難以達到要求，一般每隔 68 塊 板開設一個孔，本塔分別在第 1 21 塊板處（從上 往下數(shù)）開設一個人孔，即可。在設置人孔處，每個人孔直徑為 450mm，板間距為 800mm，人孔深入塔內部應與塔內壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓。 法蘭 由于近似常壓操作，所有法蘭均采用標準管法蘭，帶頸平焊鋼管法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應的法蘭。 進料管接管法蘭： DN15PN105HG2059297 回流管接管法蘭： DN15PN105HG2059297 塔底出料管法蘭： DN20PN105HG2059297 塔頂蒸汽管法蘭： DN150PN105HG2059297 塔釜蒸汽進氣法蘭： DN150PN105HG2059297 裙座 塔底采用圓筒形桾座支撐。由于均作內徑 800mm? ，故桾座壁厚取 16mm 基礎環(huán)內徑 ： Dbi=(1400+2*16)(~)*1000=1032mm 基礎環(huán)外徑： Db0=(1400+2*16)(~)*1000=1832mm 圓整： DBI=1200mm,Dbo=2020mm?；A環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取 18mm，考慮到再沸器，桾座高度取 3m ，地角螺栓直徑取 30M 塔釜設計 塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔板到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時間為 H=（ t L’ 60R） / TA +=(5 )/+= 吉林化工學院化工原理課程設計 32 第四章 塔高的計算 H=(NNP2)HT+HF+NPHP+HB+H1+H2 實際塔 板數(shù) N=29 人孔 NP=3 塔板間距 HT= 進料板處間距 HF= 人孔處板間距 HP= 桾座高度 H2=3m 封頭高度 H1= 所以總高度： H=(2932)+++++3= 吉林化工學院化工原理課程設計 33