苯-甲苯分離過程浮閥板式精餾塔設(shè)計(jì)

1、閱讀使人充實(shí)，會(huì)談使人敏捷，寫作使人精確。 煙臺(tái)大學(xué)化學(xué)化工學(xué)院 課程設(shè)計(jì)說明書 設(shè)計(jì)題目：苯 - 甲苯分離過程浮閥板式精餾塔設(shè)計(jì) 學(xué) 號(hào)： 200821504119 學(xué)生姓名： 魯家剛 專業(yè)班級(jí)： 化學(xué)工程與工藝一班（化 081-1） 指導(dǎo)教師： 孫烈剛 總評(píng)成績： 2011 年 7月 4日 有勇氣承擔(dān)命運(yùn)這才是英雄好漢。 閱讀使人充實(shí)，會(huì)談使人敏捷，寫作使人精確。 課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 一、設(shè)計(jì)題目 苯- 甲苯分離過程浮閥板精餾塔設(shè)計(jì) 二、設(shè)計(jì)任務(wù) 1. 原料名稱 : 苯- 甲苯二元均相混合物； 2. 原料組成：含苯 38%（質(zhì)量百分比）； 3. 產(chǎn)品要求：塔頂產(chǎn)品中苯含量不低于 99%，塔釜中

2、苯含量小于 1%； 4. 生產(chǎn)能力：年產(chǎn)量 3 萬噸/年； 5. 設(shè)備形式：浮閥塔； 6. 生產(chǎn)時(shí)間： 300天/年，每天 24h運(yùn)行； 7. 進(jìn)料狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料； 8. 操作壓力：常壓； 9. 加熱蒸汽壓力： 270.18kPa 10. 冷卻水溫度：進(jìn)口 35，出口 45； 三、設(shè)計(jì)內(nèi)容 1. 設(shè)計(jì)方案的選定及流程說明 2. 精餾塔的物料衡算 3. 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算（加熱物料進(jìn)出口溫度、 密度、粘度） 4. 塔板數(shù)的確定 5. 精餾塔塔體工藝尺寸的計(jì)算 6. 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 有勇氣承擔(dān)命運(yùn)這才是英雄好漢。 閱讀使人充實(shí)，會(huì)談使人敏捷，寫作使人精確。 7. 塔板的流

3、體力學(xué)驗(yàn)算 8. 塔板負(fù)荷性能圖 9. 換熱器設(shè)計(jì) 10. 餾塔接管尺寸計(jì)算 11. 繪制生產(chǎn)工藝流程圖（帶控制點(diǎn)、機(jī)繪， A2 圖紙） 12. 繪制板式精餾塔的總裝置圖（包括部分構(gòu)件， A1圖紙） 13. 撰寫課程設(shè)計(jì)說明書一份 四、設(shè)計(jì)要求 1. 工藝設(shè)計(jì)說明書一份 2. 工藝流程圖一張，主要設(shè)備總裝配圖一張（采用 AutoCAD繪制） 五、設(shè)計(jì)完成時(shí)間 2011 年 6 月 27 日 2011 年 7 月 15 日 有勇氣承擔(dān)命運(yùn)這才是英雄好漢。 閱讀使人充實(shí)，會(huì)談使人敏捷，寫作使人精確。 目錄 概述. 5 第一章 塔板的工藝設(shè)計(jì) . 7 第一節(jié) 精餾塔全塔物料衡算. 7 第二節(jié) 基本數(shù)

4、據(jù) . 7 第三節(jié) 實(shí)際塔板數(shù)計(jì)算 . 13 第四節(jié) 塔徑的初步計(jì)算 . 14 第五節(jié) 溢流裝置 . 15 第六節(jié) 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 . 16 第二章 塔板的流體力學(xué)計(jì)算 . 18 第一節(jié) 氣體通過浮閥塔的壓降 . 18 第二節(jié) 液泛 . 19 第三節(jié) 霧沫夾帶 . 20 第四節(jié) 塔的負(fù)荷性能圖 . 20 第三章 塔附件設(shè)計(jì) . 24 第一節(jié) 接管 . 24 第二節(jié) 筒體與封頭. 26 第三節(jié) 塔的總體高度 . 27 第四章 附屬設(shè)備設(shè)計(jì). 28 第一節(jié) 原料預(yù)熱器. 28 第二節(jié) 塔頂冷凝器. 29 第三節(jié) 再沸器 . 30 第四節(jié) 泵的計(jì)算與選型 . 30 自我評(píng)價(jià) . 32 參考

5、文獻(xiàn) . 33 有勇氣承擔(dān)命運(yùn)這才是英雄好漢。 閱讀使人充實(shí)，會(huì)談使人敏捷，寫作使人精確。 概述 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯 - 甲苯混合物。對(duì)于該二元均相混合物的分離，應(yīng)采用 連續(xù)精餾過程。 設(shè)計(jì)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)后送入精 餾塔內(nèi)。 塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝， 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(chǔ)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 1.2 2 倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng) 冷卻后送至儲(chǔ)罐。 本設(shè)計(jì)的目的是分離苯甲苯二元均相混合物，選用板式浮閥塔。 工藝流程確定及說明 1. 塔板類型 精餾塔的塔板類

6、型有三種：泡罩塔板，篩孔塔板，浮閥塔板。 浮閥塔板具有結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，造價(jià)低等優(yōu)點(diǎn)，且開孔率大，生產(chǎn)能力 大，操作彈性大，汽液接觸時(shí)間長，因此塔板效率高。 本設(shè)計(jì)采用板式浮閥塔 2. 加料方式 本精餾塔加料選擇泵直接加料， 結(jié)構(gòu)簡單，安裝方便，而且可以引入自動(dòng)控 制系統(tǒng)來實(shí)時(shí)調(diào)節(jié)流量及流速。 3. 進(jìn)料狀況 本精餾塔選擇泡點(diǎn)進(jìn)料。 4. 塔頂冷凝方式 苯與甲苯不反應(yīng)，且容易冷凝，故本精餾塔塔頂選擇全凝器，用水冷凝。 5. 回流方式 本設(shè)計(jì)處理量大，所需塔板數(shù)多，塔較高，回流冷凝器不適宜塔頂安裝，故 采用強(qiáng)制回流。 有勇氣承擔(dān)命運(yùn)這才是英雄好漢。 閱讀使人充實(shí)，會(huì)談使人敏捷，寫作使人精確。

7、6. 進(jìn)料狀況 加熱方式可分為： 直接蒸汽加熱和間接蒸汽加熱。 直接蒸汽加熱在一定的回 流比條件下，塔底蒸汽對(duì)回流液有一定的稀釋作用，從而使理論板數(shù)增加， 設(shè)備 費(fèi)用上升，所以本設(shè)計(jì)采用間接蒸汽加熱（ 135）。 7. 操作壓力 苯- 甲苯在常壓下相對(duì)揮發(fā)度較大，因此在常壓下也比較容易分離，故本設(shè) 計(jì)采用常壓精餾。 有勇氣承擔(dān)命運(yùn)這才是英雄好漢。 閱讀使人充實(shí)，會(huì)談使人敏捷，寫作使人精確。 第一章 塔板的工藝設(shè)計(jì) 第一節(jié) 精餾塔全塔物料衡算 1. 原料液級(jí)塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 0.4196 已知苯的摩爾質(zhì)量 M A 78.11Kg / Kmol 原料液組成 XF （摩爾分?jǐn)?shù)，下同 ） XF

8、 甲苯的摩爾質(zhì)量 MB 92.13Kg /Kmol 0.38 / 78.11 0.38/ 78.11 0.62/92.13 塔頂組成X D 0.99 / 78.11 0.99 / 78.11 0.01/ 92.13 0.9915 塔底組成XW 0.01 / 78.11 0.01/ 78.11 0.99/ 92.13 0.0118 2. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 M F 0.4196 78.11 (1 0.4196) 92.13 86.24Kg /Kmol MD 0.9915 78.11 (1 0.9915) 92.13 78.22Kg / Kmol MW 0.0118 78.11

9、(1 0.0118) 92.13 91.96Kg / Kmol 3. 物料衡算 一年以 300天，一天以 24 小時(shí)計(jì)，計(jì)算可得塔頂產(chǎn)品流率： D3 10000 1000（/ 78.22 300 24）53.27kmol / h 全塔物料衡算： F 53.27 W F 0.4196 53.27 0.9915 W 0.0118 解的 F127.98kmol/h W 74.71kmol/h 第二節(jié) 基本數(shù)據(jù) 1.各種定性溫度 由下表中的數(shù)據(jù)，采用內(nèi)插法計(jì)算一下溫度 （液相溫度 ） 92.69 94.09 tF 94.09 45 40 41.96 40 80.21 80.01= tD 80.01 9

10、9 100 = 99.15 100 109.91 108.79 tW 108.79 1 3 1.18 3 有勇氣承擔(dān)命運(yùn)這才是英雄好漢。 得 tF 93.54 得tD 80.18 得 tW 109.81 閱讀使人充實(shí)，會(huì)談使人敏捷，寫作使人精確。 精餾段的平均溫度為： 提餾段的平均溫度為 精餾段 ： t1 =86.86 tF tD t1 F D =86.86 12 t2 tF tW =101.68 22 由表 1 內(nèi)差法可得 x1 =68.47% 精餾段液相平均摩爾質(zhì)量： M L1 0.6847 78.11 (1 0.6847) 92.13 =82.53kg/kmol 精餾段氣相平均摩爾質(zhì)量：

11、 MV1 0.8472 78.11 (1 0.8472) 92.13 =80.25 kg/kmol 提餾段 ： t2 =101.68 由表 1 內(nèi)差法可得 x2=21.41%y 2 =39.17% 提餾段液相平均摩爾質(zhì)量： M L2 0.2141 78.11 (1 0.2141) 92.13 =89.13kg/kmol 提餾段氣相平均摩爾質(zhì)量： MV2 0.3917 78.11 (1 0.3917) 92.13 =86.64 kg/kmol 表1 苯-甲苯汽液平衡數(shù)據(jù) y1 =84.72% 2. 密度 有勇氣承擔(dān)命運(yùn)這才是英雄好漢。 閱讀使人充實(shí)，會(huì)談使人敏捷，寫作使人精確。 表 2 不同溫度

12、苯 - 甲苯的密度 對(duì)于混合液體的密度 ： 1 aA aB （其中 aA 為質(zhì)量分率） L B B 對(duì)于混合氣體的密度 ： V T0pM （其中 M 為平均摩爾質(zhì)量） V 22.4Tp0 精餾段： t1=86.86 由表 2 內(nèi)差法可得 3 苯 807.39Kg.m 3 甲苯 803.28Kg.m aA 78.11x1=0.648 78.11x1 92.13(1 x1) aB 1 aA =0.352 由 1 aA aB 計(jì)算得 L B B 由 V T0 pM 計(jì)算得 V 22.4Tp0 L =805.94Kg.m V =2.72Kg.m 提餾段： t2 =101.68 由表 2 內(nèi)差法可得 7

13、90.45Kg.m 3 甲苯 788.62Kg.m aA 78.11x2=0.1876 78.11x2 92.13(1 x2) aB 1 aA =0.8124 由 1 aA aB 計(jì)算得 L B B 由 V T0 pM 計(jì)算得 V 22.4Tp0 L =788.96Kg.m V =2.82Kg.m 有勇氣承擔(dān)命運(yùn)這才是英雄好漢。 閱讀使人充實(shí)，會(huì)談使人敏捷，寫作使人精確。 3. 粘度 表 3 不同溫度苯 - 甲苯的密度 由內(nèi)差法分別求得精餾段與提餾段平均溫度下苯和甲苯的粘度 精餾段： t1=86.86 計(jì)算得苯 =0.288mPas 甲苯 =0.294 mPa s 甲苯 1-x 1 =0.29

14、0 mPas 甲苯 =0.262 mPas 甲苯 1-x 2 =0.260 mPas 則精餾段平均粘度為： 1= 苯 x1 提餾段： t2 =101.68 計(jì)算得苯 =0.251mPas 則提餾段平均粘度為： 2 = 苯x2 4. 表面張力 表 4 不同溫度苯 -甲苯的表面張力 液相平均表面張力依下式計(jì)算，即： n Lmxi i i1 精餾段： t1=86.86 由內(nèi)差法計(jì)算得 苯=20.85mN/m 甲苯 =20.94 mN/m 精餾段平均表面張力為： 10 Lm 20.85 0.6847 20.94 1 0.6847 =20.88 mN/m 有勇氣承擔(dān)命運(yùn)這才是英雄好漢。 閱讀使人充實(shí)，會(huì)

15、談使人敏捷，寫作使人精確。 提餾段： t2 =101.68 由內(nèi)差法計(jì)算得 苯=18.65 mN/m 甲苯 =19.68 mN/m 提餾段平均表面張力為： Lm 18.65 0.2141 19.68 1 0.2141 =19.46 mN/m 5. 相對(duì)揮發(fā)度 查相關(guān)化工手冊(cè)可得苯的安托因常數(shù)為： A=6.0355 B=1211.033 C=220.79 甲苯的安托因常數(shù)為： A=6.07954 B=1344.8 C=219.482 精餾段 t1 =86.86（ A代表苯， B代表甲苯，下同） lgPA lg PB 則1 6.0355 6.07954 PA PB 1211.033 86.86 2

16、20.79 2.099 1344.8 86.86 219.482 125.6 48.98 2.56 1.690 PA 125.6KPa PB 48.98KPa 提餾段 t2 =101.68 lg PA lg PB 則2 6.0355 6.07954 PA PB 1211.033 101.68 220.79 2.28 1344.8 101.68 219.482 190.55 77.98 2.44 1.892 PA 190.55KPa PB 77.98KPa 全塔的相對(duì)揮發(fā)度為： 2.56 2.44 2.50 6. 實(shí)際回流比 由于是泡點(diǎn)進(jìn)料，有 q=1，q 線為一垂直線， x xF 0.4196

17、 根據(jù)相平衡方程有 yq 1q1 xq 2.50 0.4196 1 1.50 0.4196 =0.6438 11 有勇氣承擔(dān)命運(yùn)這才是英雄好漢。 閱讀使人充實(shí)，會(huì)談使人敏捷，寫作使人精確。 則最小回流比為 RminD q yq xq 0.9915 0.6438 =1.55 0.6438 0.4196 取實(shí)際回流比為最小回流比的 1.6 倍: R=1.55*1.6=2.48 7.精餾塔的氣、液相負(fù)荷 精餾段 液相流量 L RD 2.48 53.27 132.11Kmol / h 液相體積流量： LM Lm 132.11 82.53 3 0.0038m3 / s LS 3600 Lm 3600 8

18、05.94 氣相體積流量： VM Vm 80.25 185.38 1.519m 3 /s VS 3600 Vm 3600 2.72 精餾段操作線方程： R yn 1 R 1 xD2.48 0.9915 nR n 1 2.48 1 n 2.48 1 提餾段 液相流量： L L qF 132.11 127.98 260.09Kmol /h 氣相流量： V V 185.38Kmol / h 液相體積流量： LS L M Lm 260.09 89.13 3 0.0082m3 /s 3600 Lm 3600 788.96 氣相體積流量： VS VM Vm 86.64 185.38 1.582m 3/s

19、3600 Vm 3600 2.82 氣相流量 ： V (R 1)D (2.48 1) 53.27 185.38Kmol /h 0.713xn 精餾段操作線方程： 0.285 ym 1 L qFWxw xm L qF W m L qF W 101.29 127.98 x 101.29 127.98 74.71 xm 74.71 0.0118 101.29 127.98 74.71 1.483xm 0.0057 有勇氣承擔(dān)命運(yùn)這才是英雄好漢。 12 閱讀使人充實(shí)，會(huì)談使人敏捷，寫作使人精確。 表 5 精餾段提餾段數(shù)據(jù)匯總 項(xiàng)目 精餾段 提餾段 平均溫度 86.86 101.68 液相平均組成 x

20、0.6847 0.2141 氣相平均組成 y 0.8472 0.3917 液相平均摩爾質(zhì)量 kg/kmol 82.53 89.13 氣相平均摩爾質(zhì)量 kg/kmol 80.25 86.64 液相平均密度 kg/m3 805.94 788.96 氣相平均密度 kg/m3 2.72 2.82 平均粘度 mPas 0.290 0.260 平均表面張力 mN/m 20.88 19.46 液相平均摩爾流量 kmol/h 132.11 260.09 氣相平均摩爾流量 kmol/h 185.38 185.38 液相平均體積流量 m3/s 0.0038 0.0082 氣相平均體積流量 m3/s 1.519 1

21、.582 相對(duì)揮發(fā)度 2.56 2.44 第三節(jié) 實(shí)際塔板數(shù)計(jì)算 1. 理論塔板數(shù) 由芬斯克方程可知 Nmin lg m Nmin 0.9915 1 0.0118 lg 1 0.9915 0.0118 lg 2.50 1=9.03 R Rmin 2.48 1.55 =0.267 R 1 2.48 1 =0.267 由吉利蘭圖可查的 N Nmin 0.398 N2 （天大化工原理下冊(cè) P37） 有勇氣承擔(dān)命運(yùn)這才是英雄好漢。 13 閱讀使人充實(shí)，會(huì)談使人敏捷，寫作使人精確。 解得 N=16.32 圓整 N=17（不包括再沸器） 精餾段最小理論塔板數(shù)： lg 1 xD Nmin 1 xF xDxF

22、 1= lg 1 前面已計(jì)算得 N Nmin 0.398 N2 所以進(jìn)料板為自塔頂向下第 9 塊板 0.9915 lg 1 0.9915 Nmin 1 0.4196 0.4196 1 =4.41 lg 2.56 N=8.65 精餾段理論板數(shù)為 9 塊，提餾段理論板數(shù)為 8 塊（不包括再沸器） 2. 實(shí)際塔板數(shù) 精餾段和提餾段粘度的平均值為： L =( 0.290+0.260)/2=0.275mPas 全塔效率估算 : ET 0.49( L ) 0.245 0.245 = 0.49(0.275 2.50) 0.245 =53.7% 精餾段實(shí)際板數(shù)為： 9 N精 =16.8 精 0.537 17

23、提餾段實(shí)際板數(shù)為： N提 = 8 =14.9 提 0.537 15 （不包括再沸器） 此精餾塔實(shí)際塔板數(shù)為N=17+15=32 塊（不包括再沸器） 第四節(jié) 塔徑的初步計(jì)算 本精餾塔設(shè)計(jì)： 板間距取 HT=0.45m 板上液層高度取 HL=0.06m H T- HL=0.38m 精餾段 12 L LS V 1 0.0038 805.94 2 0.043 1.519 2.72 查史密斯關(guān)聯(lián)圖 （天大化工原理下冊(cè) P158）得： C20 =0.082 物系表面張力修正： ml 20 0.2 =0.082 20.88 20 0.2 =0.082 max LVV 0.0827 805.94 2.72 2

24、.72 1.42m/s 14 有勇氣承擔(dān)命運(yùn)這才是英雄好漢。 閱讀使人充實(shí)，會(huì)談使人敏捷，寫作使人精確。 取 1=0.7 max =0.7 1.42=0.995m/s D14V1 4 1.519 1.39m 1 13.14 0.995 提餾段 1 LS 0.0867 0.0082 788.96 2 1.582 2.82 查史密斯關(guān)聯(lián)圖 （天大化工原理下冊(cè) P158）得： C20 =0.077 物系表面張力修正： ml 20 0.2 =0.077 19.46 20 0.2 =0.0766 max 0.0766 788.96 2.82 2.82 1.279m/s 取 2=0.7 max =0.7

25、1.279=0.895m/s D2 4 1.582 3.14 0.895 1.501m 經(jīng)圓整取 D=1400mm，則塔截面積為 AT 4 D2 =1.5386m2 精餾段實(shí)際空塔氣速為 u1 VS 0.987 m / s AT 提餾段實(shí)際空塔氣速為 ：u2 VATS 1.028m/ s 第五節(jié) 溢流裝置 1. 堰長 由計(jì)算的塔徑及塔內(nèi)液體流量， 本精餾塔選用單溢流，弓形降液管，溢流堰 選擇平直堰。 單溢流: lw 0.6 0.8 D 系數(shù)取 0.7，則 lw 0.7D 0.98m 2 2.84 Lh 3 對(duì)于平直堰，堰上液層高度為： howE h ，對(duì)于苯-系統(tǒng) E1 1000 lw 15

26、有勇氣承擔(dān)命運(yùn)這才是英雄好漢。 閱讀使人充實(shí)，會(huì)談使人敏捷，寫作使人精確。 降液管有關(guān)參數(shù) 精餾段： 2 0.0165m 2.84 0.0038 3600 3 1000 0.98 堰高： hw =0.06-0.0165=0.0435m ：提餾段 2 0.0275m 2.84 0.0082 3600 3 1000 0.98 堰高： hw =0.06-0.0275=0.0325m 2. 降液管寬度及橫截面 lw 0.7 查圖得 Wd 0.15Af 0.092 D 查圖得 DAT Wd為弓形寬度， Af 為弓形面積， AT為塔截面積 2 Wd 0.15 1.4 0.21mAf 0.092 1.538

27、6 0.1416m2 精餾段停留時(shí)間為 ： AfHT L 0.1416 0.45 0.0038 16.8s 5s 提餾段停留時(shí)間為： Af HT L 0.1416 0.45 0.0082 7.8s 5s 3. 降液管底隙高度 精餾段： ho hw 0.006 0.0435 0.006 0.0375m 提餾段： ho hw 0.006 0.0325 0.006 0.0265m 第六節(jié) 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 本次設(shè)計(jì)采用浮閥式塔板，根據(jù)機(jī)械部標(biāo)準(zhǔn) JB1118-68，選用 F1 型重閥， 孔徑 39mm，選擇碳鋼材料制作浮閥，其厚度為 2mm。 1. 浮閥的數(shù)目與排列 16 有勇氣承擔(dān)命運(yùn)這才

28、是英雄好漢。 閱讀使人充實(shí)，會(huì)談使人敏捷，寫作使人精確。 孔速可由公式 u1 F0 求的，其中 F 0 為閥孔的動(dòng)能因子，一般取 812，本設(shè)計(jì) V1 中， F0 取 10。則閥數(shù)為 NV d2u0 4 為保證塔板的強(qiáng)度，需留有一定的邊緣區(qū)和安定區(qū)，在邊緣區(qū)內(nèi)不設(shè)置浮閥。 邊緣區(qū)寬度 WC =0.05m，安定區(qū)寬度 WS =0.1m。 x D Wd Ws 0.7 0.21 0.1 0.39m R2 WC =0.65 單溢流塔板鼓泡區(qū)面積為： Aa 2 x R 22 x 0 R2arc sin 1 x =0.95m2 1800R 精餾段： 孔速： u1 F0 10 V1 6.06m/ s 2.7

29、2 閥數(shù)： N 1.519 209.9 210個(gè) 2 4d u0 0.039 2 6.06 0.95 4 取同排孔心距 t=0.075m，則 t = NAat =210 0.075=0.061m 考慮到塔的直徑較大， 必須用分塊式塔板， 而各分塊的支撐與銜接也要占去 部分鼓泡面積，因此排間距應(yīng)該小于 0.061m，取 t =55mm 。 按照 t=0.075m， t =55mm以等腰三角形叉排方式作圖，排得 N=188個(gè)。 實(shí)際孔速為： u0 V =6.77m /s 4d2N 動(dòng)能因子為： F0 =11.212, 符合要求 開孔率 0.987 14.6% uo 6.77 提餾段： 孔速： u2

30、 10 5.95m / s V2 2.82 17 有勇氣承擔(dān)命運(yùn)這才是英雄好漢。 閱讀使人充實(shí)，會(huì)談使人敏捷，寫作使人精確。 閥數(shù)： N V 1.582 4d2u0 222.7 223個(gè) 2 0.039 5.95 取同排孔心距 t=0.075m ， 考慮到塔的直徑較大， Aa0.95 則t= a = =0.057m Nt 223 0.075 必須用分塊式塔板， 而各分塊的支撐與銜接也要占去 部分鼓泡面積，因此排間距應(yīng)該小于 0.057m，取 t =55mm 。 按照 t=0.075m， t =55mm以等腰三角形叉排方式作圖，排得 N=188個(gè)。 實(shí)際孔速為： u0 V =7.05m /s d

31、2N 4 F0 u2 V2 =11.812, 符合要求 開孔率 = u 1.028 14.6% uo7.05 動(dòng)能因子為： 18 有勇氣承擔(dān)命運(yùn)這才是英雄好漢。 閱讀使人充實(shí)，會(huì)談使人敏捷，寫作使人精確。 第二章 塔板的流體力學(xué)計(jì)算 第一節(jié) 氣體通過浮閥塔的壓降 氣體通過每層塔板的壓降 hp hc hl h h 為液體表面張力造成的 其中 hc 為干板阻力， hl 為板上充氣液層阻力， 阻力，可忽略。 1.干板阻力的計(jì)算 hc 5.342VuL0g =0.042m 6.07m / suo hlohL 0.5*0.06 0.03m hp 0.042 0.03 0.072m hc 5.84m /

32、suo 5.34 2VuL0g =0.048m 9.81 805.94 569.25Pa hl ohL 0.5*0.06 0.03m hp 0.042 0.03 0.108m P hp Lg 0.108 9.81 788.96 835.89 Pa 第二節(jié) 液泛（淹塔） 19 有勇氣承擔(dān)命運(yùn)這才是英雄好漢。 閱讀使人充實(shí)，會(huì)談使人敏捷，寫作使人精確。 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高 H d 應(yīng)服從下式所表示的關(guān)系，即： Hd(H T hw)， 其中 Hd hp hL hd ， hd 為液體通過降液管的壓頭損失。 塔板上不設(shè)進(jìn)液口， hd 0.153 Ls dlwho 精餾段 hd 0.153

33、 Ls lwho 0.153 0.0038 0.98 0.0375 2 0.0016m Hd hp hL hd =0.072 0.06 0.0016=0.1336m 苯甲苯物系屬一般物系， 0.5 ，則： (HT 0.5 (0.45 0.0435) 0.247m Hd (HT hw) ，符合防止淹塔的要求 提餾段 hd 0.153 Ls lwho 0.153 2 0.0082 2 0.0153m 0.98 0.0265 Hd hp hL hd =0.108 0.06 0.0153=0.1833m 苯甲苯物系屬一般物系， 0.5 ，則： (HT hw ) 0.5 (0.45 0.0325) 0.

34、241m Hd (H T hw)， 符合防止淹塔的要求 第三節(jié) 霧沫夾帶 霧沫夾帶率有兩個(gè)公式可以計(jì)算： 1.36LSZL 100% KCF Ab 100% 二者結(jié)果取最大值，保證 eV 0.1kg液/ kg氣，即 F80%. 20 有勇氣承擔(dān)命運(yùn)這才是英雄好漢。 閱讀使人充實(shí)，會(huì)談使人敏捷，寫作使人精確。 其中板上液體流徑長度： ZL D 2Wd =0.98m 板上液流面積： Ab AT 2Af =1.5386-2*0.1416=1.2554m 2 苯-甲苯按正常系統(tǒng)物性系數(shù) K=1.0，查泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖可得 CF =0.127 精餾段 由霧沫夾帶率公式計(jì)算得： F=55.6%80% 或 F

35、=54.6%80% 滿足要求 提餾段 由霧沫夾帶率公式計(jì)算得： F=58.1%80% 或 F=54.0%800mm，故裙座壁厚取 16mm 基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑： 3 Dbj (1400 2 16) 0.3 103 1132mm 基礎(chǔ)環(huán)外徑： 3 Dbo (1400 2 16) 0.3 103 1432mm 圓整 Dbj 1000mm Dbo 1500 mm 基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取 18mm考 慮到再沸器，裙座高度取 3m， 地 角螺栓直徑取 M30 第三節(jié) 塔的總體高度 1. 塔頂部的空間高度 28 頂部空間是指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距。 為利于出塔氣體夾帶的液滴沉 有勇氣承擔(dān)命運(yùn)這才是英雄好

36、漢。 閱讀使人充實(shí)，會(huì)談使人敏捷，寫作使人精確。 降，其高度應(yīng)大于板間距， 同時(shí)考慮到安裝除沫器的需要， 取除沫器到第一塊塔 板的距離為 800mm（此處有一人孔），塔頂空間高度取 1500mm。 2. 進(jìn)料板高度 為了便于進(jìn)料和安裝進(jìn)料管， 在進(jìn)料板處，管間距應(yīng)大一些， 由于設(shè)有人孔， 古取為 800mm。 3. 設(shè)有人孔的塔板間距 本精餾塔在塔頂，進(jìn)料板，塔釜處各設(shè)一人孔，在設(shè)有人孔的塔板處，板間 距設(shè)為 800mm，人孔內(nèi)徑為 650mm。 4. 封頭高度 封頭高度包括曲面高度和直邊高度， H=350+40=390m。m 5. 裙座高度 在求取裙座參數(shù)時(shí)已得 : 裙座高度為 3m。 6.

37、 塔底空間高度 塔底空間高度是指塔底最底層的塔板到塔底下封頭切線的距離（包括一人 孔），其影響因素有： 塔底儲(chǔ)液停留時(shí)間，此處取釜液停留時(shí)間為 5min； 再沸器的安裝方式及安裝高度； 塔底液面到最下層塔板之間的間距，此處取 1.3m； L提 5 60 0.0082 所以塔底空間高度為： H t 提 1.3 1.3 2.9m AT 1.5386 7. 精餾塔總高度 H 32 2 0.45 0.8 1.5 0.390 3 2.9 22.09m 第四章 附屬設(shè)備設(shè)計(jì) 第一節(jié) 原料預(yù)熱器 因?yàn)楸驹O(shè)計(jì)是采用泡點(diǎn)進(jìn)料，設(shè)原料液溫度為 25，因此需要一臺(tái)原料預(yù) 熱器。本預(yù)熱器的熱流體采用 135的水蒸氣。

38、 苯- 甲苯混合液： 2593.54 135 29 水蒸氣： 135 有勇氣承擔(dān)命運(yùn)這才是英雄好漢。 閱讀使人充實(shí)，會(huì)談使人敏捷，寫作使人精確。 w F M F 127.98 86.24 11037kg /h 25 93.54 苯-甲苯混合液進(jìn)出口溫度的平均值為： t 25 293.54 59.27 CP甲苯 = 3.93kJ/(kg ) 查表可得 CP苯 = 4.07kJ/(kg ) CP 4.07 0.38 3.93 0.62 3.9832 kJ/(kg ) t1 135 25 110 t2 135 93.54 41.46 t1 t2 ln tt12 68.54 0.9757 70.24

39、Q K tm 所以 Q WCP t2 t1 11037 3.9832 93.54 25 3013195.1kJ / h 傳熱系數(shù) K 取 1400W/( m2) 3013195.1 1000 8.51m2 1400 70.24 3600 查 135水蒸汽的汽化潛熱為 2155.8kJ/kg Q 3013195.1 加熱蒸汽的質(zhì)量流量 W1397.72kg /h 2155.8 第二節(jié) 塔頂冷凝器 塔頂溫度 tD t1 t2 tm t2 ln t2 t1 80.18 C ， 冷凝水 t1 35 C 80.18 35 45.18 C 80.18 45 35.18 C t110 0.2502 t2 4

40、5 C tDt1 tDt2 tD 80.18 C時(shí)，查圖得 苯=385kJ/kg ， 甲苯 =379kJ/kg 30 有勇氣承擔(dān)命運(yùn)這才是英雄好漢。 閱讀使人充實(shí)，會(huì)談使人敏捷，寫作使人精確。 = 甲苯 0.99+ 甲苯 0.01=384.94kJ/kg 又氣體流量 Vh=1.582m3/s 塔頂被冷凝量 q Vh v 1.582 2.82 4.461kg / s 冷凝的熱量 Q q 苯 4.461 384.94 1717.22KJ /s 取傳熱系數(shù) K=600W/m2k， 3 則傳熱面積 S Q / K tm 71.61m2 1717.22 103 600 39.97 冷凝水流量 W Q C

41、P(t1 t2) 3 1717.22 103 4183 10 41.05kg / s 第三節(jié) 再沸器 塔底溫度 tw=109.81 用 t 0=135的蒸汽，釜液出口溫度 t1=109.81 則 tm 135-109.81=25.19 由 tw=109.81查液體比汽化熱共線圖得 甲苯 363KJ /kg 33 又氣體流量 Vh=1.582m3/s 密度 v 2.82 Kg / m3 則 qm Vh v 1.582 2.82 4.46kg / s Q qm 甲苯 4.46 363 1618.98KJ / s 取傳熱系數(shù) K=600W/m2k， 則傳熱面積 S Q/K tm 1618.98 10

42、00 600 25.19 2 107.12m2 加熱蒸汽的質(zhì)量流量 W Q Cp (t0 t1) 3 1618.98 103 2177.6 25.19 29.51kg / s 第四節(jié) 泵的計(jì)算及選型 進(jìn)料溫度 tq=93.54 31 有勇氣承擔(dān)命運(yùn)這才是英雄好漢。 閱讀使人充實(shí)，會(huì)談使人敏捷，寫作使人精確。 793.0 kg/m 3 B 790.5kg/m 3 F 791.5kg/m 3 uA 0.258 mpa?s uB 0.269mpa ?s uLF 0.263mpa ?s 進(jìn)料的質(zhì)量流量為： F=127.98kmol/h=127.98*86.24/3600kg/s=3.066 kg/s 3 qv F / F 3.066 / 791.5 0.0039m3 / s 取管內(nèi)流速 u 2m/s 則 d 4 0.0039 49.8mm 3.14 2 故可采用 GB3091-93 573