化工原理_苯--甲苯連續(xù)篩板精餾塔設(shè)計說明書

1、化工原理課程設(shè)計設(shè)計題目：4600kg/h苯-甲苯常壓連續(xù)篩 板精餾塔設(shè)計 專 業(yè)：過程裝備與控制工程 班 級：過程123班 學(xué) 號：120106091 姓 名：杜超 日 期： 2012年6月18日2012年6月29日 指導(dǎo)教師： 戴曉春 設(shè)計成績： 日 期： 課程設(shè)計任務(wù)書一、課題名稱苯甲苯4600kg/h常壓連續(xù)篩板精餾塔設(shè)計二、課題條件（原始數(shù)據(jù)）一、設(shè)計方案的選定 原料：苯、甲苯 處理量： 4600kg/h 原料組成（苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：40%回流比：自選Error! No bookmark name given.單板壓降：不大于0.7Kpa進(jìn)料狀態(tài)：q=1/3塔頂流出液苯的含量： 98%

2、（質(zhì)量分率）塔底釜液含甲苯含量不高于2%（質(zhì)量分率）塔頂壓強：100KPa熱源：低壓飽和水蒸汽 設(shè)備形式：篩板塔目 錄摘要 I第一章 緒論 1第二章 設(shè)計方案的確定 32.1 操作條件確定 3 2.1.1操作壓力 3 2.1.2進(jìn)料狀態(tài) 3 2.1.3加熱方式 3 2.2 確定設(shè)計方案的原則 4 2.2.1滿足工藝和操作的要求 4 2.2.2滿足經(jīng)濟(jì)上的需求 4 2.2.3保證安全生產(chǎn) 4 2.3 設(shè)計方案簡介 5第三章 塔體計算 6 3.1 精餾塔的物料衡算 6 3.1.1原料液級塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 6 3.1.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 6 3.1.3物料衡算 6第四章

3、塔板計算 7 4.1塔板數(shù)的確定 7 4.1.1理論塔板數(shù)的求取 7 4.1.2實際塔板數(shù)的求取 9 4.2 精餾段的計算 11 4.2.1精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 11 4.2.2精餾塔塔體工藝尺寸計算 14 4.2.3塔板主要工藝尺寸計算 16 4.2.4篩板的流體力學(xué)驗算 18 4.2.5精餾段塔板負(fù)荷性能圖 20 4.3 提鎦段的計算 25 4.3.1精餾塔提鎦段工藝條件 25 4.3.2提餾塔的塔體工藝尺寸計算 27 4.3.3塔板主要工藝尺寸計算 28 4.3.4篩板的流體力學(xué)驗算 29 4.3.5提鎦段塔板負(fù)荷性能圖 31第5章 塔附件設(shè)計 36 5.1 塔體的設(shè)計

4、36 5.2 附件的計算 36 5.1.1接管 36 5.3 附屬設(shè)備設(shè)計 39 5.3.1冷凝管 39 5.3.2再沸器 39第六章 熱量衡算 40 6.1 塔頂熱量衡算 40 6.2 塔的熱量衡算 41 6.3焓值衡算 42附錄1 苯-甲苯連續(xù)精餾過程板式精餾塔操作物料流程示意圖 45設(shè)計總結(jié) 46參考文獻(xiàn) 47摘 要精餾是分離液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)中得到廣泛的應(yīng)用。本設(shè)計的題目是苯甲苯二元物系板式精餾塔的設(shè)計。在確定的工藝要求下，確定設(shè)計方案，設(shè)計內(nèi)容包括精餾塔工藝設(shè)計計算，塔輔助設(shè)備設(shè)計計算，精餾工藝過程流程圖，精餾塔設(shè)備結(jié)構(gòu)圖，設(shè)計說明書。關(guān)鍵詞：篩

5、板塔；苯-甲苯；工藝計算；結(jié)構(gòu)圖47第一章 緒論塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進(jìn)行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（也有并流向下者）與液相接觸進(jìn)行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過程。工業(yè)上對塔設(shè)備的主要要求是：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳熱、傳質(zhì)效率高；（3）氣流的摩擦阻力??；（4）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強，操作彈性大；（5）結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量少；

6、（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外，還要求不易堵塞、耐腐蝕等。板式塔大致可分為兩類：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩板、新型垂直篩板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）無降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)應(yīng)用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。苯的沸點為80.1，熔點為5.5，在常溫下是一種無色、味甜、有芳香氣味的透明液體，易揮發(fā)。苯比水密度低，密度為0.88g/ml，但其分子質(zhì)量比水重。苯難溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一種良好的有機溶劑，溶解有機分子和一些非極性的無機分子的能力很強。甲苯是最簡單，最重要的芳烴化合物之一。在空

7、氣中，甲苯只能不完全燃燒，火焰呈黃色。甲苯的熔點為-95 ，沸點為111 。甲苯帶有一種特殊的芳香味（與苯的氣味類似），在常溫常壓下是一種無色透明，清澈如水的液體，密度為0866克厘米3，對光有很強的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯幾乎不溶于水(0,52 g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多數(shù)其他常用有機溶劑中也有很好的溶解性。甲苯的粘性為0,6 mPa s，也就是說它的粘稠性弱于水。甲苯的熱值為40.940 kJ/kg，閃點為4 ，燃點為535 。分離苯和甲苯，可以利用二者沸點的不同，采用塔式設(shè)備改變其溫度，使其分離并分別進(jìn)行回收和儲存。板式精餾塔、

8、浮法塔都是常用的塔類型，可以根據(jù)不同塔各自特點選擇所需要的塔。篩板是在塔板上鉆有均布的篩孔，呈正三角形排列。上升氣流經(jīng)篩孔分散、鼓泡通過板上液層，形成氣液密切接觸的泡沫層（或噴射的液滴群）。篩板塔是1932年提出的，當(dāng)時主要用于釀造，其優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，制造維修方便，造價低，氣體壓降小，板上液面落差較小，相同條件下生產(chǎn)能力高于浮閥塔，塔板效率接近浮閥塔。其缺點是穩(wěn)定操作范圍窄，小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理粘性大的、臟的和帶固體粒子的料液。但設(shè)計良好的篩板塔仍具有足夠的操作彈性，對易引起堵塞的物系可采用大孔徑篩板，故近年我國對篩板的應(yīng)用日益增多，所以在本設(shè)計中設(shè)計該種塔型。第二章 設(shè)計方案的確定2

9、.1 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。2.1.1操作壓力蒸餾操作通?？稍诔?、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

10、，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。2.1.2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)熱到泡點或接近泡點才送入塔中，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。2.1.3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

11、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。對于苯-甲苯溶液，一般采用1.12.0KPa（表壓）。2.2 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：2.2.1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

12、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。2.2.2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

13、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，即對操作費和設(shè)備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設(shè)備費也有很大影響。2.2.3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 設(shè)計方案簡介 1.精餾方式：本設(shè)計采用連續(xù)精餾方式。原料液連續(xù)加入精餾塔中，并連續(xù)收集產(chǎn)物和排出殘液。其優(yōu)點是集成度高，可控性好，產(chǎn)品質(zhì)

14、量穩(wěn)定。由于所涉濃度范圍內(nèi)苯和甲苯的揮發(fā)度相差較大，因而無須采用特殊精餾。 2.操作壓力：本設(shè)計選擇常壓，常壓操作對設(shè)備要求低，操作費用低，適用于苯和甲苯這類非熱敏沸點在常溫（工業(yè)低溫段）物系分離。 3. 塔板形式：根據(jù)生產(chǎn)要求，選擇結(jié)構(gòu)簡單，易于加工，造價低廉的篩板塔，篩板塔處理能力大，塔板效率高，壓降教低，在苯和甲苯這種黏度不大的分離工藝中有很好表現(xiàn)。 4.加料方式和加料熱狀態(tài)：設(shè)計采用泡點進(jìn)料，將原料通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。采用高位槽進(jìn)料，使得操作穩(wěn)定性提高。 5.采用低壓飽和水蒸汽加熱。 6.再沸器，冷凝器等附屬設(shè)備的安排：采用立式熱虹吸再沸器，塔頂蒸汽完全冷凝后再冷卻至泡

15、點下一部分回流入塔，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲灌。塔釜采用低壓飽和蒸汽，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐，冷卻液選用原料液，可節(jié)約冷卻介質(zhì)。第三章 塔體計算本設(shè)計采用連續(xù)精餾流程，飽和液體進(jìn)料。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點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。該物系屬于易分離物系，最小回流比比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用飽和蒸汽間接加熱，塔底產(chǎn)品冷卻后送至儲罐。3.1 精餾塔的物料衡算3.1.1原料液級塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量 甲苯的摩爾質(zhì)量 3.1.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 3.1.3物料衡算原料處理量 總物料衡算 苯

16、物料衡算 聯(lián)立解得 第四章 塔板計算4.1 塔板數(shù)的確定4.1.1理論板數(shù)的求取(1)相對揮發(fā)度的求取苯的沸點為80.1，甲苯的沸點為110.61 當(dāng)溫度為80.1時 解得，2 當(dāng)溫度為110.63時 解得，則有 相對揮發(fā)度：(2)最小回流比的求取由于是飽和液體進(jìn)料，有q=1，q線為一垂直線，故，根據(jù)相平衡方程有最小回流比為回流比為最小回流比的2倍，即(3)精餾塔的氣、液相負(fù)荷 (4)操作線方程精餾段操作線方程 提餾段操作線方程 兩操作線交點橫坐標(biāo)為 理論板計算過程如下：采用逐板計算法求理論塔板層數(shù)，精餾段塔板數(shù)： 操作線方程 平衡方程： 因此精餾段理論板數(shù)為5塊，從第六塊進(jìn)料。提流段操作線方

17、程：平衡方程：因此提溜段理論板數(shù)為6?？偫碚摪鍖訑?shù)NT=11(包括再沸器)進(jìn)料板位置NF=64.1.2實際板數(shù)的求?。?）查苯-甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)，由內(nèi)差法求得 得 得 得（苯下標(biāo)為A,甲苯的下標(biāo)為B）黏度為： 計算平均黏度：液相平均黏度為：全塔效率：精餾段實際板數(shù)：提溜段實際板數(shù)：所以進(jìn)料板為第11塊板，實際塔板數(shù)22.4.2 精餾段的計算4.2.1精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算(1)操作壓力的計算塔頂?shù)牟僮鲏毫?每層塔板的壓降 進(jìn)料板壓力 精餾段平均壓力 (2) 操作溫度的計算以上計算得： 塔頂溫度 進(jìn)料板溫度 精餾段平均溫度 (3)平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量的計算由理論板的計

18、算過程可知，進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量的計算由理論板的計算過程可知，精餾段的平均摩爾質(zhì)量為(4)平均密度計算 氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程式計算，即 液相平均密度計算液相平均密度計算依下式計算，即：塔頂液相平均密度的計算。由，查液體在不同溫度下的密度表得： 進(jìn)料板液相平均密度的計算。由，查液體在不同溫度下的密度表得： 精餾段的平均密度為： 表4-2苯和甲苯的液相密度溫度t/8090100110120/kg/m 3815803.9792.5780.3768.9/kg/m3810800.2790.3780.3770.0(5)液體平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算，即：塔頂液相平均表面張力的

19、計算。由，查液體表面張力共線圖得： 進(jìn)料板液相平均表面張力的計算。由，查液體表面張力共線圖得： 精餾段平均表面張力為：表4-3液體的表面張力溫度t /8090100110120 /mN/m21.2720.0618.8517.6616.49 /mN/m21.6921.2019.9418.4117.31(6)液體平均黏度計算液相平均黏度依下式計算，即：塔頂液相平均黏度的計算：由，查液體黏度共線圖得： 進(jìn)料板液相平均黏度的計算：由，查氣體黏度共線圖得： 精餾段液相平均黏度為：表4-4液體黏度溫度,t,8090100110120 /mPa0.3080.2790.2550.2330.215 mPa0.3

20、110.2860.2640.2540.2284.2.2精餾塔的塔體工藝尺寸計算(1)塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為：由，式中C由求取，其中由篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖查取，圖橫坐標(biāo)為取板間距，板上液層高度，則查篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖得取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為。塔截面積為：(2)精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為：提餾段有效高度為：全塔有效高度Z=8m4.2.3.塔板主要工藝尺寸的計算(1)溢流裝置計算因塔徑，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：1 堰長取 2 溢流堰高度由，選用平直堰，堰上液層高度由下式計算，即：近似取E=1，則取板上清液層

21、高度故3 弓形降液管寬度和截面積：由，查弓形降液管參數(shù)圖得： 則：，驗算液體在降液管中停留時間，即：故降液管設(shè)計合理。4 降液管底隙的流速，則：故降液管底隙高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤，深度。(2)塔板布置 塔板的分塊。因，故塔板采用分塊式。查塔板塊數(shù)表得塔板分為4塊。 邊緣區(qū)寬度確定：取， 開孔區(qū)面積計算。開孔區(qū)面積計算為：其中 故 篩孔計算及其排列。由于苯和甲苯?jīng)]有腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為：篩孔數(shù)目n為：開孔率為：氣體通過篩孔的氣速為：4.2.4.篩板的流體力學(xué)驗算(1)塔板壓降 干板阻力計算。干板阻力由下式計算：由，查篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖得

22、故 氣體通過液層的阻力計算。氣體通過液層的阻力由下式計算，即 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得。故。 液體表面張力的阻力計算。液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由下式計算，即：氣體通過每層塔板的液柱高度按下式計算：氣體通過每層塔板的壓降為：(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) 液沫夾帶液沫夾帶按下式計算： = =2.5hL=故：故在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)。 (4) 漏液對篩板塔，漏液點氣速按下式計算：實際孔速穩(wěn)定系數(shù)為故在本設(shè)計中無明顯漏液。(5) 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從下式所表示的關(guān)系，即：苯甲苯物系屬一般物系，取，則

23、：而 板上不設(shè)進(jìn)口堰，按下式計算：，故本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。4.2.5.精餾段塔板負(fù)荷性能圖(1)漏液線由 = =得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表表4-5 漏液線計算結(jié)果 0.0006 0.0015 0.003 0.0045 0.316 0.326 0.338 0.348由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1(2)液沫夾帶線以為限，求關(guān)系如下：由整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表表4-6 液沫夾帶線計算結(jié)果 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 1.2 1.1397 1.062 0.997由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2(3)

24、液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度=0.006作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn): =取E=1，則據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3(4)液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限 =4故 = 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。(5)液泛線令由聯(lián)立解得忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得：式中將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表表4-7液泛線計算表 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 1.127 1.086 1.023 0.952 由上表即可作出液泛線5根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，

25、如下圖：VsLs圖4-1 精餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由上圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得： = 0.3 = 1.1故操作彈性為：/=3.67所設(shè)計精餾段篩板的主要結(jié)果匯總于下表4-8表4-8 精餾段篩板塔設(shè)計計算結(jié)果序號項目數(shù)值1234567891011121314151617181920212223242526272829303132平均溫度平均壓力氣相流量液相流量塔的有效高度實際塔板數(shù)塔徑/m板間距溢流形式降液管形式堰長/m堰高/m板上液層高度/m堰上液層高度/m降液管底隙高度/m安定區(qū)高度/m邊緣區(qū)高度/m

26、開孔區(qū)面積/篩孔直徑/m篩孔數(shù)目孔中心距/m開孔率/%空塔氣數(shù)/(m/s)篩孔氣數(shù)/(m/s)穩(wěn)定系數(shù)單板壓降/Pa負(fù)荷上限負(fù)荷下限液沫夾帶量/(kg液/kg氣)氣相負(fù)荷上限/氣相負(fù)荷下限/ 操作彈性86.65106.80.5350.00148221.00.40單溢流弓形0.660.0490.060.0110.02650.0650.0350.5320.00527310.01510.10.8549.961.65550.6液泛控制漏液控制0.008710.98 0.343.674.3提溜段的計算4.3.1 精餾塔的提餾段工藝條件(1)操作溫度的計算 依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度

27、，其中苯、甲苯的飽和蒸汽有安托尼方程計算，計算結(jié)果如下：塔釜溫度 進(jìn)料板溫度 提餾段平均溫度 (2)平均摩爾質(zhì)量計算塔釜平均摩爾質(zhì)量的計算由理論板的計算過程可知，由理論板的計算過程可知，提餾段的平均摩爾質(zhì)量為：(3)平均密度計算 氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程式計算，即 液相平均密度計算液相平均密度計算依下式計算，即：塔釜液相平均密度的計算。由，查液體在不同溫度下的密度表得： 進(jìn)料板液相平均密度的計算。由，由前計算得提餾段的平均密度為：(4)液體平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算，即：塔釜液相平均表面張力的計算。由，查液體表面張力共線圖得： 進(jìn)料板液相平均表面張力的計算。由，由前

28、算得： 提餾段平均表面張力為：(5)液體平均黏度計算液相平均黏度依下式計算，即：塔釜液相平均黏度的計算：由，查氣體黏度共線圖得： 提餾段液相平均黏度的計算：由，由前算得： 提餾段液相平均黏度為：4.3.2 提餾塔的塔體工藝尺寸計算(1)塔徑的計算提餾段的氣、液相體積流率為：由，式中C由求取，其中由篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖查取，圖橫坐標(biāo)為取板間距，板上液層高度，則查篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖得取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為。塔截面積為：4.3.3 塔板主要工藝尺寸的計算(1)溢流裝置計算因塔徑，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：1 堰長取 2 溢流堰高度由

29、，選用平直堰，堰上液層高度由下式計算，即：近似取E=1，則取板上清液層高度故3 弓形降液管寬度和截面積：由，查弓形降液管參數(shù)圖得： 則：，驗算液體在降液管中停留時間，即：故降液管設(shè)計合理。4 降液管底隙的流速，則：· 一般不宜小于2025mm 故降液管底隙高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤，深度。(2)塔板布置 與精餾段一樣。提溜段氣體通過篩孔的氣速為：4.3.4 篩板的流體力學(xué)驗算(1)塔板壓降1 干板阻力計算。干板阻力由下式計算：由，查篩板塔的汽液負(fù)荷因子曲線圖得故2 氣體通過液層的阻力計算。氣體通過液層的阻力由下式計算，即 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得。故。3 液體表面張力的阻力計算。液體表面

30、張力所產(chǎn)生的阻力由下式計算，即：氣體通過每層塔板的液柱高度按下式計算：氣體通過每層塔板的壓降為：(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)液沫夾帶液沫夾帶按下式計算：故在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)。(4)漏液對篩板塔，漏液點氣速按下式計算：實際孔速穩(wěn)定系數(shù)為故在本設(shè)計中無明顯漏液。(5)液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從下式所表示的關(guān)系，即：苯甲苯物系屬一般物系，取，則：而 板上不設(shè)進(jìn)口堰，按下式計算：，故本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。4.3.5 提鎦段塔板負(fù)荷性能圖(1)漏液線由得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出

31、值，計算結(jié)果列于下表表4-9漏液線計算結(jié)果 0.0006 0.0030 0.006 0.009 0.287 0.309 0.327 0.341由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1(2)液沫夾帶線 以為限，求關(guān)系如下：由整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表表4-10 液沫夾帶線計算結(jié)果 0.0006 0.0030 0.006 0.009 1.249 1.114 0.992 0.891由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2(3)液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度=0.006作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3(4)液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停

32、留時間的下限 故據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。(5)液泛線令由聯(lián)立解得忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得：式中將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表表4-11液泛線計算結(jié)果 0.0006 0.0030 0.006 0.09 1.0885 0.995 0.885 0.75由上表即可作出液泛線5根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如下圖：VsLs A 圖4-2提餾段負(fù)荷性能圖 在負(fù)荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由上圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得： = 0.3 = 1.

33、05故操作彈性為：/=3.5所設(shè)計提餾段篩板的主要結(jié)果匯總于下表4-12表4-12 提餾段篩板塔設(shè)計計算結(jié)果表序號項目數(shù)值1234567891011121314151617181920212223242526272829303132平均溫度平均壓力氣相流量液相流量全塔的有效高度提溜段實際塔板數(shù)塔徑/m板間距溢流形式降液管形式堰長/m堰高/m板上液層高度/m堰上液層高度/m降液管底隙高度/m安定區(qū)高度/m邊緣區(qū)高度/m開孔區(qū)面積/篩孔直徑/m篩孔數(shù)目孔中心距/m開孔率/%空塔氣數(shù)/(m/s)篩孔氣數(shù)/(m/s)穩(wěn)定系數(shù)單板壓降/kPa負(fù)荷上限負(fù)荷下限液沫夾帶量/(kg液/kg氣)氣相負(fù)荷上限/氣

34、相負(fù)荷下限/操作彈性99.7112.50.520.00288121.00.40單溢流弓形0.660.0430.0600.0170.02830.0650.0350.5320.00527310.01510.10.749.681.698551.1液泛控制漏液控制0.00840.90.33.5第五章 塔體及附件設(shè)計5.1塔體結(jié)構(gòu)（1） 塔頂空間 指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距，通常取HD為（ 1.52.0）HT。需要安裝除沫器時，要根據(jù)除沫器的安裝要求確定塔頂空間 取 HD=1m（二）塔底空間HB 則塔底空間為：HB=1.5m（3） 人孔開2個人孔，

35、在第8塊板取一人孔，在第16塊板開一人口 板間Hp=600mm; 封頭和裙坐各開一人孔 人孔直徑為500mm 伸出筒體200mm裙坐取2m 封頭取 0.5m（4） 塔高H(不包括封頭、裙坐)H=(n-nF-np-1)HT+nFHF+nPHp+HD+HB所以H=(22-1-2-1)0.4+10.5+20.6+1+1.5 =11.45.2附件的計算5.2.1接管(1)進(jìn)料管進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管、T形進(jìn)料管。本設(shè)計采用直管進(jìn)料管,高位槽進(jìn)料。F=3500Kg/h , =799.99Kg/ 則體積流量 管內(nèi)流速則管徑圓整后 取 32mm(2) 回流管采用直管回流管，回流管的回

36、流量塔頂液相平均摩爾質(zhì)量,平均密度則液體流量采用的是重力回流，所以速度u=0.4m/s則回流管直徑圓整 d取45mm(3)塔頂蒸汽接管塔頂蒸汽密度 塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量則蒸汽體積流量： 取管內(nèi)蒸汽流速 則 圓整 取d=180mm(4)釜液排出管塔底w=21.22kmol/h 平均密度平均摩爾質(zhì)量體積流量：取管內(nèi)流速則圓整 d=35mm (5)塔釜進(jìn)氣管塔釜蒸汽密度塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量則塔釜蒸汽體積流量：取管內(nèi)蒸汽流速則則實際管徑d=180mm5.3 附屬設(shè)備設(shè)計5.3.1 冷凝器塔頂溫度tD=81.7 用原料冷卻t1=20 t2=30 則由tD=81.7 查液體比汽化熱共線圖得塔頂被冷凝量 冷

37、凝的熱量取傳熱系數(shù)K=600W/m2k，則傳熱面積冷凝水流量5.3.2 再沸器塔底溫度tw=107.8 用t0=135的低壓蒸汽，釜液出口溫度t1=112則 由tw=107.8 查液體比汽化熱共線圖得又氣體流量Vh=3567.6m3/h 密度則取傳熱系數(shù)K=600W/m2k，則傳熱面積加熱蒸汽的質(zhì)量流量第六章 熱量衡算6.1 塔頂熱量衡算表6-1苯甲苯的蒸發(fā)潛熱與臨界溫度物質(zhì)沸點0C蒸發(fā)潛熱KJ/Kg臨界溫度TC/K苯80.1394288.5甲苯110.63363318.57由： 其中 則: t D = 81.7 0C時苯: 蒸發(fā)潛熱 甲苯: Tr 2 = (81.7 + 273.15) /

38、318.57 = 1.11 Tr1 = (110.63 + 273.15) / 318.57 = 1.2蒸發(fā)潛熱 M D = 78.587kg / molD ' = M D × D = 78.587 × 19.84=1559.17kJ / kg IVD I LD = X D ×HVA -(1 -X D ) ×HVB = 0.966 × 400.71- (1- 0.966) × 289.23 = 377.25kJ / kg QC = ( R + 1) × D ' × ( IVD- I LD ) = (2.46+1) × 1559.17 × 377.25=2.035 ×106 kJ / kg6.2塔底熱量衡算其中 則: tw=107.80C 苯: Tr 2 = (107.8 + 273.15) / 288.5 = 1.32 Tr1 = (80.1 + 273.15) / 288.5 = 1.22蒸發(fā)潛熱 HV 1 = HV 1 ×( 1- Tr 2) /(1-Tr1)0.38 = 394 ×( 1-1.32) /(1-1.22)0.38=4