苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計.doc

化工設(shè)計之課程設(shè)計-苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計院校：閩南師范大學(xué)化學(xué)與環(huán)境院班級：10應(yīng)用化學(xué)（1）班姓名：學(xué)號：100604131序 言化工原理課程設(shè)計是綜合運(yùn)用化工原理課程和有關(guān)先修課程（物理化學(xué)，化工制圖等）所學(xué)知識，完成一個單元設(shè)備設(shè)計為主的一次性實踐教學(xué)，是理論聯(lián)系實際的橋梁，在整個教學(xué)中起著培養(yǎng)學(xué)生能力的重要作用。通過課程設(shè)計，要求更加熟悉工程設(shè)計的基本內(nèi)容，掌握化工單元操作設(shè)計的主要程序及方法，鍛煉和提高學(xué)生綜合運(yùn)用理論知識和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力，計算能力等。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量劑驅(qū)動下（有時加質(zhì)量劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進(jìn)行分離。本設(shè)計的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計，即需設(shè)計一個精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設(shè)計一板式塔將其分離。目錄序言. 1板式精餾塔任務(wù)計劃書. 3設(shè)計計算. 4塔的物料衡算. 7塔板的計算. 9精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算. 11精餾塔的塔體工藝尺寸的計算. 17塔板主要工藝尺寸的計算. 19篩板的流體力學(xué)驗算. 22塔板負(fù)荷性能圖. 26各接管尺寸的確定.32設(shè)計一覽表. 34課程設(shè)計心得體會.34參考文獻(xiàn). 341 板式精餾塔設(shè)計任務(wù)書1.1 設(shè)計題目苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計1.2.1 設(shè)計任務(wù)物料處理量：51200 噸/年；進(jìn)料組成：22.6苯，苯-甲苯常溫混合溶液（質(zhì)量分率，下同）；分離要求：塔頂產(chǎn)品組成：97%；塔底產(chǎn)品組成：1%；1.2.2 操作條件平均操作壓力：101.3 k pa；平均操作溫度：94；回流比：自選；單板壓降：0.7 k pa；工時：年開工時數(shù)7200 小時；1.3 設(shè)計方案簡介據(jù)設(shè)計任務(wù)書所提供的條件和要求，通過對現(xiàn)有資料的分析對比，選定適宜的流程方案和設(shè)備類型,初步確定工藝流程。對選定的工藝流程、主要設(shè)備的形式進(jìn)行簡要的論述。1.4 設(shè)計內(nèi)容及要求(1)設(shè)計方案的確定及流程說明；(2)塔的工藝計算；(3)塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計：塔高、塔徑以及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定；塔板 的流體力學(xué)驗算；塔板的負(fù)荷性能圖；(4)編制設(shè)計結(jié)果概要或設(shè)計一覽表；(5)輔助設(shè)備選型與計算；(6)繪制塔設(shè)備結(jié)構(gòu)圖：采用cad 繪圖軟件繪制。1.5 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計計算（1）收集基礎(chǔ)數(shù)據(jù)；（2）工藝流程的選擇；（3）做全塔的物料衡算；（4）確定操作條件；（5）確定回流比；（6）理論板數(shù)與實際板數(shù)；（7）確定冷凝器與再沸器的熱負(fù)荷；（8）初估冷凝器與再沸器的傳熱面積；（9）塔徑計算及板間距確定；（10）堰及降液管的設(shè)計；（11）塔板布置及篩板塔的主要結(jié)構(gòu)參數(shù)；（12）塔的水力學(xué)計算；（13）塔板的負(fù)荷性能圖；（14）塔盤結(jié)構(gòu)；（15）塔高；（16）精餾塔接管尺寸計算；2 設(shè)計計算2.1 確定設(shè)計方案的原則確定設(shè)計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學(xué)技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)上最先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點(diǎn)：（1）滿足工藝和操作的要求：所設(shè)計出來的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達(dá)到任務(wù)規(guī)定的要求，而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應(yīng)的措施。其次所定的設(shè)計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng)能在一定范圍內(nèi)進(jìn)行調(diào)節(jié)，必要時傳熱量也可進(jìn)行調(diào)整。因此，在必要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計、壓強(qiáng)計，流量計等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應(yīng)措施。（2）滿足經(jīng)濟(jì)上的要求：要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建費(fèi)用。如前所述在蒸餾過程中如能適當(dāng)?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)都有影響。同樣，回流比的大小對操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)也有很大影響。（3）保證安全生產(chǎn)：例如苯屬有毒物料，不能讓其蒸汽彌漫車間。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設(shè)計中，對第一個原則應(yīng)作較多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。2.2 操作條件的確定確定設(shè)計方案是指確定整個精餾裝置的流程、各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和某些操作指標(biāo)。例如組分的分離順序、塔設(shè)備的型式、操作壓力、進(jìn)料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。下面結(jié)合課程設(shè)計的需要，對某些問題作些闡述。（1）操作壓力：蒸餾操作通常可在常壓、加壓和減壓下進(jìn)行。確定操作壓力時，必須根據(jù)所處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性進(jìn)行考慮。例如，采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導(dǎo)致塔徑增加，同時還需要使用抽真空的設(shè)備。對于沸點(diǎn)低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應(yīng)在加壓下進(jìn)行蒸餾。當(dāng)物性無特殊要求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當(dāng)?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰ΑＳ袝r應(yīng)用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。（2）進(jìn)料狀態(tài) ：進(jìn)料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負(fù)荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產(chǎn)中進(jìn)料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)才送入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點(diǎn)進(jìn)料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計和制造上提供了方便。（3）加熱方式：蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍有增加。采用直接蒸汽加熱時，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。2.3 設(shè)計方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集本設(shè)計任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓下操作。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2 倍。塔底設(shè)置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。其中由于蒸餾過程的原理是多次進(jìn)行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設(shè)計中設(shè)計把其熱量作為低溫?zé)嵩串a(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預(yù)熱器的熱源之一，充分利用了能量。塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔，孔徑一般為38mm，篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有：（1） 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易加工，造價約為泡罩塔的60%，為浮閥塔的80 左右；（2）處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015；（3）塔板效率高，比泡罩塔高15左右；（4）壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。篩板塔的缺點(diǎn)是：（1）塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻；（2）操作彈性較?。s23）；（3）小孔篩板容易堵塞，不適宜處理粘性大的、臟的和帶固體粒子的料液。下圖是板式塔的簡圖，如2-1 所示：圖2-1 板式精餾塔3 塔的物料衡算3.1 原料液（xf）、釜?dú)堃海▁w）和餾出液（xd）中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)苯的摩爾質(zhì)量：m苯=78.11 kg/k mol；甲苯的摩爾質(zhì)量：m甲苯=92.13 kg/k mol；原料液中易揮發(fā)組分的質(zhì)量分?jǐn)?shù)：wf=22.6%；塔釜釜?dú)堃褐幸讚]發(fā)組分的質(zhì)量分?jǐn)?shù)： ww=1%；塔頂餾出液中易揮發(fā)組分的質(zhì)量分?jǐn)?shù)： wd=97%；原料液中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)：xf=(wf/m苯)/wf/m苯+(1-wf)/m甲苯 =(0.226/78.11)/0.226/78.11+(1-0.226)/92.13=0.2562塔釜釜?dú)堃褐幸讚]發(fā)組分的質(zhì)量分?jǐn)?shù)： xw=(ww/m苯)/ww/m苯+(1-ww)/m甲苯 =(0.01/78.11)/0.01/78.11+(1-0.01)/92.13=0.0118塔頂餾出液中易揮發(fā)組分的質(zhì)量分?jǐn)?shù)：xd=(wd/m苯)/wd/m苯+(1-wd)/m甲苯 =(0.97/78.11)/0.97/78.11+(1-0.97)/92.13=0.9744原料液摩爾質(zhì)量：mf=xfm苯+（1-xf）m甲苯 =0.256278.11+（1-0.2561）92.13=88.54 kg/k mol；釜?dú)堃耗栙|(zhì)量：mw=xwm苯+（1-xw）m甲苯 =0.011878.11+（1-0.0118）92.13=91.96 kg/k mol；餾出液摩爾質(zhì)量：md=xdm苯+（1-xd）m甲苯 =0.974478.11+（1-0.9744）92.13=78.47 kg/k mol；3. 2 物料衡算物料處理量51200噸/年：q n,f=512001000/(mf7200)=468001000/(mf7200)=80.31kmol/h餾出液采出率q n,d/q n,f=(xf-xw)/(xd-xw) =(0.2562-0.0118)/(0.9744-0.0118)=0.2539kmol/h 則可得 q n,d=0.253980.31=20.39kmol/h 由q n,f=q n,d+ q n,w，可得q n,w=80.31-20.39=59.92kmol/h4 塔板的計算4.1 理論塔板數(shù)nt 的求取根據(jù)苯-甲苯汽液平衡數(shù)據(jù)表，可畫出常壓下苯-甲苯溶液的x-y 圖苯-甲苯汽液平衡數(shù)據(jù)表x00.0580.1550.2560.3760.5080.6590.8231y00.1280.3040.4530.5960.7200.8300.9221常壓下苯-甲苯溶液的x-y 圖如下圖所示：ba4.1.1最小回流比及操作回流比因為是泡點(diǎn)進(jìn)料，所以x a =x b=0.2562，過點(diǎn)a(0.2562,0.2562)做直線x=0.2562交平衡線于b點(diǎn)，則b(0.2562,0.4560)；根據(jù)r min=(xd-y q)/(y q-x q)=(0.9744-0.4560)/(0.4560-0.2562)=2.59由實際工藝生產(chǎn)條件可知實際回流比r=1.8rmin=1.82.59=4.66故實際回流比r為4.66.4.1.2精餾塔的氣液相負(fù)荷q n,l=rq n,d=4.6620.39=95.02kmol/hq n,v=（r+1）q n,d=5.6620.39=115.40kmol/h由于q=1，所以qn,v=q n,v=115.40kmol/hqn,l =q n,l+qq n,f=95.02+73.41=168.43kmol/h4.1.3操作線方程精餾段操作線方程：y n+1=r/(r+1)xn+xd/(r+1)=(4.66/5.66)xn+(0.9744/5.66)=0.8233xn+0.1722提餾段操作線方程：y m+1=qn,l/q n,vx mq n,w/qn,vx w =(168.43/115.40)x m(54.77/115.40)0.0118=1.4595xm0.005600根據(jù)兩操作線方程和相平衡曲線，畫出理論塔板，如圖4-2所示：圖4-2 操作線法求理論塔板數(shù)由上圖可知，精餾段理論塔板n=6，提餾段理論塔板m=7，第6塊塔板為進(jìn)料板。4.2實際塔板數(shù)np 的求取4.2.1 全塔效率的計算查表得：90時，苯=0.279，甲苯=0.286 100時，苯=0.255，甲苯=0.264平均溫度tm=94，用內(nèi)插法求得：94時，苯=0.2794(0.2790.255)/10=0.2694 甲苯=0.2864(0.2860.264)/10=0.2772f=xf苯+(1-xf)甲苯=0.25620.2694+(10.2561)0.2772=0.2752利用奧康奈爾經(jīng)驗公式：et=0.49(f)-0.245所以et=0.49(2.470.2752)-0.245=53.86%4.2.2實際塔板的計算根據(jù)et=nt/np則np=nt/et=13/53.86%=24.1425精餾段實際塔板數(shù)：n精=6/53.86%=11.1412 提餾段實際塔板數(shù)：n提=7/53.86%=11.1413 因此進(jìn)料板在第13塊。5 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算5.1 操作壓力的計算平均操作壓力：pm=101.3kpa；每層塔板壓降：p=0.7 k pa；pd=91.15kpa進(jìn)料板操作壓力：pf=pd+12p=91.15+130.7=99.55 k pa；塔釜操作壓力：pw=pf+13p=99.55+130.7=108.65 k pa；精餾段平均操作壓力：p精=(pf+pd)/2=(91.15+99.55)/2=95.35kpa提餾段平均操作壓力：p提=(pf+pw)/2=(108.65+99.55)/2=104.1kpa5.2 操作溫度的計算根據(jù)常壓下苯-甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)，畫出常壓下苯-甲苯溶液的t-x-y 圖：常壓下苯-甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t（）液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.588.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.61xdxfxw圖5-1 常壓下苯-甲苯溶液的t-x-y圖由塔釜、塔頂、進(jìn)料的組成，根據(jù)t-x-y 圖可求出塔釜、塔頂、進(jìn)料的溫度：tw=109.8；tf=98.7；td=80.8精餾段平均溫度：t精=(td+tf)/2=(80.8+98.7)/2=89.8提餾段平均溫度：t提=(t w+tf)/2=(109.8+98.7)/2=104.35.3 平均摩爾質(zhì)量的計算由y1=xd=0.9744，查苯-甲苯溶液平衡曲線，得x1=0.88ml,d=0.8878.11+(1-0.88)92.13=79.79kg/k molmv,d=0.974478.11+(1-0.9744)92.13=78.47kg/k mol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計算 ：由上面理論板的算法，得0.459， 0.2562ml,f=0.256278.11+(1-0.2562)92.13=88.54kg/k molmv,f=0.459078.11+(1-0.4590)92.13=85.69kg/k mol塔釜平均摩爾質(zhì)量計算：由y2=xw=0.0118，查苯-甲苯溶液平衡曲線，得x2=0.0118ml,w=0.011878.11+(1-0.0118)92.13=91.96kg/k molmv,w=0.011878.11+(1-0.0118)92.13=91.96kg/k mol精餾段平均摩爾質(zhì)量： ml=(ml,d+ml,f)/2=(79.79+88.54)/2=84.17kg/k molmv=(mv,d+mv,f)/2=(78.47+85.69)/2=82.08kg/k mol提餾段平均摩爾質(zhì)量：ml=(ml,w+ml,f)/2=(91.96+88.54)/2=90.25kg/k molmv=(mv,w+mv,f)/2=(91.96+85.69)/2=88.83kg/k mol5.4 平均密度的計算5.4.1 氣相平均密度的計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度： 則v=95.3582.08/(8.314362.95)=2.59kg/m3提餾段的平均氣相密度：則v=104.188.83/(8.314377.45)=2.95kg/m35.4.2 液相平均密度的計算 根據(jù)內(nèi)插法求得：td=80.8，苯=813.55 kg/m3，甲苯=808.6 kg/m3；tf=98.7，苯=792.82 kg/m3，甲苯=792.3 kg/m3；tw=109.8，苯=778.26 kg/m3，甲苯=780.22 kg/m3；塔頂液相的質(zhì)量分率： a=0.974478.11/0.974478.11+(1-0.9744)92.13=0.97001/l,d=0.9700/813.55+(1-0.9700)/808.6=0.001229則l,d=813.67 kg/m3；同理，進(jìn)料板液相質(zhì)量分率：a=0.256278.11/0.256278.11+(1-0.2562)92.13=0.22601/l,f=0.2260/792.82+(1-0.2260)/792.3=0.001262則l,f=792.39 kg/m3 塔釜液相質(zhì)量分率：a=0.011878.11/0.011878.11+(1-0.0118)92.13=0.010021/l,w=0.0118/778.26+(1-0.0118)/780.22=0.001282則l,w=780.03 kg/m3 精餾段液相平均密度為 ：l=(813.67+792.39)/2=803.03 kg/m3提餾段液相平均密度為：l=(780.83+792.39)/2=786.21 kg/m3 5.5 液體平均表面張力的計算 根據(jù)內(nèi)插法求得：td=80.8時，苯=21.14 mn/m，甲苯=21.65 mn/m；tf=98.7時，苯=18.96 mn/m，甲苯=19.64 mn/m；tw=109.8時，苯=17.53 mn/m，甲苯=18.42mn/m；塔頂液相表面張力：l,d=0.974421.14+(1-0.9744) 21.65=20.62 mn/m；進(jìn)料板液相表面張力：l,f=0.256218.96+(1-0.2562) 19.64=19.46 mn/m；塔釜液相表面張力：l,w=0.011817.53+(1-0.0118) 18.42=18.41 mn/m；精餾段液相平均表面張力：精=(20.62+19.46)/2=20.04 kg/m3提餾段液相平均表面張力：提=(18.41+19.46)/2=18.94 kg/m35.6液相平均粘度的計算根據(jù)內(nèi)插法求得：td=80.8時，苯=0.307，甲苯=0.310；tf=98.7時，苯=0.258，甲苯=0.267；tw=109.8時，苯=0.233，甲苯=0.254；塔頂液相平均粘度的計算 ： lgl,d=0.9744lg(0.307)+ (1-0.9744)lg(0.310)=-0.538 解出l,d=0.290 m pas同理 ，進(jìn)料板液相平均粘度的計算： lgl,f=0.2562lg(0.258)+ (1-0.258)lg(0.267)=-0.577 解出l,f=0.265 m pas塔底液相平均粘度的計算： lgl,w=0.0118lg(0.233)+ (1-0.0118)lg(0.254)=-0.596 解出l,w=0.254 m pas精餾段液相平均粘度為： 精=(l,d+l,f)/2=(0.290+0.265)/2=0.278m pas提餾段液相平均粘度為： 提=(l,w+l,f)/2=(0.254+0.265)/2=0.260m pas5.7 氣液負(fù)荷計算精餾段氣液負(fù)荷：q v,l=q n,lml/3600l=95.0284.71/3600/803.03=0.00278m3/sq v,v=q n,vmv/3600v=115.4082.08/3600/2.59=1.0158m3/s提餾段氣液負(fù)荷：q v,l=q n,lml/3600l=160.2790.25/3600/786.21=0.00511m3/sqv,v=q n,vmv/3600v=115.4088.83/3600/2.95=0.965m3/s6 精餾塔的塔體工藝尺寸的計算6.1 塔徑的計算塔板間距ht的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗關(guān)系選?。罕?-1 板間距與塔徑關(guān)系塔徑dt/m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距ht/mm2003002503503004503506004006006.1.1 精餾段塔徑的計算初選板間距ht=0.45m，取板上液層高度，h l=0.06m；故ht-h l=0.45-0.06=0.39m；(q v,l/q v,v)(l/v)0.5=(0.00255/0.929)(803.03/2.59)0.5=0.0483由史密斯關(guān)聯(lián)圖，如圖所示，可知c20=0.084；圖6-1 史密斯關(guān)聯(lián)圖c=c20(精/20)0.2=0.084(20.04/20)0.2=0.0840u max =c(l-v)/v0.5=0.0840(803.03-2.59)/2.590.5=1.477m/s安全系數(shù)0.60.8，取安全系數(shù)為0.7u=0.7 u max=0.71.477=1.034 m/s；d=(4q v,v)/u0.5=(40.929)/(1.0343.14)0.5=1.07m則根據(jù)系列標(biāo)準(zhǔn)，應(yīng)選塔徑為d=1.07 m；此時空塔氣速：u=(4q v,v )/3.14d2=(40.929)/3.14(1.07)2=1.034m/s6.1.2 提餾段塔徑的計算(q v,l/q v,v)(l/v)0.5=(0.00511/0.965)(786.21/2.95)0.5=0.0864由史密斯關(guān)聯(lián)圖，如上圖所示，可知c20=0.079；c=c20(提/20)0.2=0.079(18.94/20)0.2=0.0781u max =c(l-v)/v0.5=0.0781(786.21-2.95)/2.950.5=1.273m/s安全系數(shù)0.60.8，取安全系數(shù)為0.7u=0.7 u max=0.71.273=0.891 m/s；d=(4q v,v)/u0.5=(40.882)/(0.8913.14)0.5=1.123m則選塔徑為d=1.123 m此時空塔氣速：u=(4q v,v )/3.14d2=(40.882)/3.14(1.123)2=0.891m/s將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定，對于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設(shè)計塔的時候塔徑取1.2m。6.2 塔高的計算精餾段有效高度：z精=(12-1)0.45=4.95 m；z提=(13-1)0.45=5.40 m；塔設(shè)有3個人孔，高0.6m；塔頂空間高度0.9m；塔底空間高度2m；封頭高度0.5m；裙座高度3m；h=4.95+5.40+30.6+0.9+2+0.5+3=18.55m；7 塔板主要工藝尺寸的計算7.1 溢流裝置的計算塔徑d=1.2m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。7.1.1 精餾段溢流裝置的計算（1）溢流堰長l w：單溢流堰長l w=(0.60.8)d，取堰長l w=0.7d=0.71.2=0.84；（2） 出口堰高h(yuǎn) w=h l-h ow；q v,l/(1w2.5)=0.002553600/(0.84)2.5=14.195m由液流收縮系數(shù)圖，如圖7-1 所示，可知e=1.03；圖7-1 液流收縮系數(shù)圖h ow=(2.84/1000)e(q v,l/1w)2/3 =(2.84/1000)1.03(0.002553600/0.84)2/3=0.0144mh w=h l-h ow=0.06-0.0144=0.0456m（3） 降液管的寬度與降液管的面積：由l w=0.7，查手冊得wd/d=0.15，af/at=0.09故wd=0.151.2=0.18m； af=0.093.140.251.22=0.1017m2計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積,即=afht/q v,l=0.10170.45/0.00255=17.95s（大于5s，符合要求）（4）降液管底隙高度h0：取液體通過降液管底隙的流速u0=0.20m/s（0.07-0.25）；根據(jù)公式h0=q v,l/lwu0=0.00255/0.84/0.20=0.0152m h w-h0=0.0456-0.0152=0.0304m0.006m（5）受液盤：采用凹形受液盤，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為60mm7.1.2 提餾段溢流裝置的計算（1）溢流堰長l w：單溢流堰長l w=(0.60.8)d，取堰長l w=0.7d=0.71.2=0.84；（2）出口堰高h(yuǎn) w=h l-h ow；q v,l/(1w2.5)=0.005113600/(0.84)2.5=28.45m由液流收縮系數(shù)圖，如上圖7-1所示，可知e=1.05；h ow=(2.84/1000)e(q v,l/1w)2/3 =(2.84/1000)1.05(0.005113600/0.84)2/3=0.0233mh w=h l-h ow=0.06-0.0233=0.0367m(3）降液管的寬度與降液管的面積：由l w=0.7，查手冊得wd/d=0.15，af/at=0.09故wd=0.151.2=0.18m； af=0.093.140.251.22=0.1017m2計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積,即=afht/q v,l=0.10170.45/0.00511=8.96s（大于5s，符合要求）（4）降液管底隙高度h0：取液體通過降液管底隙的流速u0=0.20m/s（0.07-0.25）；根據(jù)公式h0=q v,l/lwu0=0.00511/0.84/0.20=0.0304m h w-h0=0.0456-0.0304=0.0152m0.006m（5）受液盤：采用凹形受液盤，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為60mm；7.2 塔板的布置塔板的分塊：因d800mm，故塔板采用分塊式；查表得，塔極分為4 塊；7.2.1 精餾段塔板的布置（1）取邊緣區(qū)寬度wc=0.04m（3050mm），安定區(qū)寬度ws=0.07m（當(dāng)d1.5m時，ws=6075mm）；（2） 開孔面積的計算：r=d/2-wc=1.2/2-0.04=0.56mx=d/2-(wd+ws)= 1.2/2-(0.18+0.07)=0.35m計算得aa=0.730m2（3） 篩孔計算及排列： 苯-甲苯物系無腐蝕性，可選用=3mm 碳鋼板，取篩孔直徑d0=5mm，篩孔按正三角形排列，取中心距離t=3d0=15mm篩孔數(shù)：n=aa1.155/t2=0.7301.155/(0.015)2=3747開孔率：=0.907（d0/t）=0.907(0.005/0.015) =10.1%每層板開孔面積：a0=aa=10.1%0.730=0.0737 m2氣體通過篩孔的氣速：u0=q v,v/a0=0.929/0.0737=12.61m/s7.2.3 提餾段塔板的布置（1）取邊緣區(qū)寬度wc=0.04m（3050mm），安定區(qū)寬度ws=0.07m（當(dāng)d1.5m時，ws=6075mm）；（2）開孔面積的計算：r=d/2-wc=1.2/2-0.04=0.56mx=d/2-(wd+ws)= 1.2/2-(0.18+0.07)=0.35m計算得aa=0.730m2（3）篩孔計算及排列： 苯-甲苯物系無腐蝕性，可選用=3mm 碳鋼板，取篩孔直徑d0=5mm，篩孔按正三角形排列，取中心距離t=3d0=15mm篩孔數(shù)：n=aa1.155/t2=0.7301.155/(0.015)2=3747開孔率：=0.907（d0/t）=0.907(0.005/0.015) =10.1%每層板開孔面積：a0=aa=10.1%0.730=0.0737 m2氣體通過篩孔的氣速：u0=q v,v/a0=0.965/0.0737=11.97 13.09m/s8 篩板的流體力學(xué)驗算 塔板的流體力學(xué)計算，目的在于驗算預(yù)選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作，以便決定對有關(guān)塔板參數(shù)進(jìn)行必要的調(diào)整，最后還要作出塔板負(fù)荷性能圖。8.1 精餾段篩板的流體力學(xué)驗算（1） 氣體通過篩板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨龋篽p=h c+hl+h； 干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮 c：根據(jù)d0/=5/=1.67，由干篩孔的流量系數(shù)圖，如圖8-1所示，可知c0=0.772圖8-1 干篩孔的流量系數(shù)圖h c=0.051(u0/c0)2(v/l)=0.051(13.09/0.772)2(2.59/803.03)=0.0395 0.0473m氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮l；u a=q v,v/(at-af)=0.929/(0.1017/0.09-0.1017)=0.903m/sfa=u a(v)0.5=0.903(2.58)0.5=1.450kg0.5/(sm0.5)由o與fa 關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)圖可知：0=0.60；hl=o h l=0.600.06=0.036；克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮：h=4精/(lgd0)=420.04/(803.039.810.0051000)=0.00204mhp=h c+hl+h=0.0473+0.036+0.00204=0.0853m；單板壓降：pp=0.0853803.039.81=672pa0.7kpa，故設(shè)計允許。（2）液面落差：對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。(3) 液沫夾帶：hf=2.5hl=2.50.06=0.15me v=(5.710-6/精)u a/(ht-hf)3.2=(5.710-6/20.04)0.903/(0.45-0.15)3.2=0.009671.5故在設(shè)計負(fù)荷下不產(chǎn)生過量漏液（5）液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度hd(ht+h w)依式hd=0.153(q v,l/lwh0)2=0.153(0.00255/0.84/0.0304)2=0.00153mhd=hp+h l+hd=0.0853+0.06+0.00153= 0.147m取=0.5，(ht+h w)=0.5(0.45+0.0456)=0.248 hd故在設(shè)計負(fù)荷下不產(chǎn)生液泛；根據(jù)以上塔板的各項液體力學(xué)驗算，精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。8.2 提餾段篩板的流體力學(xué)驗算(1)氣體通過篩板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨龋篽p=h c+hl+h； 干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮 c：根據(jù)d0/=5/=1.67，由干篩孔的流量系數(shù)圖，如上圖所示，可知c0=0.772h c=0.051(u0/c0)2(v/l)=0.051(11.97/0.772)2(2.95/786.21)=0.046m氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮l；u a=q v,v/(at-af)=0.882/(0.1017/0.09-0.1017)=0.858m/sfa=u a(v)0.5=0.965(3.29)0.5=1.75kg0.5/(sm0.5)由o與fa 關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)圖可知：0=0.60；hl=o h l=0.600.06=0.036；克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮：h=4提/(lgd0)=418.94/(786.219.810.0051000)=0.00196mhp=h c+hl+h=0.0395+0.036+0.00196=0.0775m；單板壓降：pp=0.0775786.219.81=598pa0.7kpa，故設(shè)計允許。（2）液面落差：對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。（3）液沫夾帶：hf=2.5hl=2.50.06=0.15me v=(5.710-6/提)u a/(ht-hf)3.2 =(5.710-61000/18.94)0.858/(0.45-0.15)3.2=0.008691.5故在設(shè)計負(fù)荷下不產(chǎn)生過量漏液（5）液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度hd(ht+h w)依式hd=0.153(q v,l/lwh0)2=0.153(0.00511/0.84/0.0304)2=0.00613mhd=hp+h l+hd=0.0853+0.06+0.00613=0.151m取=0.5，(ht+h w)=0.5(0.45+0.0456)=0.248 hd故在設(shè)計負(fù)荷下不產(chǎn)生液泛；根據(jù)以上塔板的各項液體力學(xué)驗算，提餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的9 塔板負(fù)荷性能圖9.1 精餾段塔板負(fù)荷性能圖（1） 漏液線：h l=h w+h ow=h w+(2.84/1000)e/(3600qv,l/l w)2/3=0.0456+(0.764qv,l)2/3由u0,min=4.4c0(0.0056+0.13hl-h)l/v=q v,v/a0所以q v,v=4.4a0c0(0.0056+0.13hl-h)l/v0.5=4.40.07370.772(0.0056+0.130.0456+(0.764qv,l)2/30.00204)803.03/2.590.5=0.250(0.0056+0.130.0456+(0.764qv,l)2/30.00204)803.03/2.590.5=0.2502.95+33.69qv,l2/30.5在操作范圍內(nèi)，任取幾個值q v,l，依上式計算q v,v出值，計算結(jié)果列于表9-1；表9-1 精餾段漏液線q v,vq v,l關(guān)系數(shù)據(jù)(m3/s) 0.00020.0010.0040.0080.012q v,v(m3/s)0.438 0.453 0.487 0.518 0.543 依表中數(shù)據(jù)，在圖9-1 中做出漏液線1；（2） 霧沫夾帶線：以e v=0.1kg液/kg氣為限e v=(5.710-6/精)(u a/(ht-hf)3.2=0.1u a=