苯-甲苯精餾分離板式塔設(shè)計(jì)

1、 巢 湖 學(xué) 院化工原理課程設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)題目： 專業(yè)班級(jí)： 學(xué)生姓名： 學(xué) 號(hào)： 指導(dǎo)教師： 起止日期： 序言   化工原理課程設(shè)計(jì)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(shí)，完成一個(gè)單元設(shè)備設(shè)計(jì)為主的一次性實(shí)踐教學(xué)，是理論聯(lián)系實(shí)際的橋梁，在整個(gè)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(jì)，要求更加熟悉工程設(shè)計(jì)的基本內(nèi)容，掌握化工單元操作設(shè)計(jì)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(shí)和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力，計(jì)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

2、得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量劑驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)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(shí)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(jì)的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)，即需設(shè)計(jì)一個(gè)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(jì)一板式塔將其分離。 課程設(shè)計(jì)題目苯甲苯 精餾分離板式塔設(shè)計(jì)一、設(shè)計(jì)題目 苯甲苯 精餾分離板式塔二、設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件1、 設(shè)計(jì)任務(wù)：生產(chǎn)

3、能力（進(jìn)料量） 30000噸年實(shí)際生產(chǎn)天數(shù)   330天（一年中有一個(gè)月檢修）進(jìn)料組成 40% （質(zhì)量分率，下同）進(jìn)料溫度 30塔頂產(chǎn)品組成   97塔底產(chǎn)品組成   1%  設(shè)備型式：篩板（浮閥）塔冷卻水溫度：30飽和水蒸氣壓力：2.5kgf/cm單板壓降：0.7kpa2、 操作條件操作壓力     101.3 kPa進(jìn)料熱狀態(tài)     泡點(diǎn)進(jìn)料 3、設(shè)備

4、型式  篩板塔4、廠址 巢湖市 三、 設(shè)計(jì)和計(jì)算內(nèi)容：1、 設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說明2、 工藝和設(shè)備計(jì)算1） 物料衡算2） 平衡數(shù)據(jù)和物性數(shù)據(jù)的計(jì)算或查閱;) N, n" H7 j# f1 |% W! s/ - l3） 回流比的選擇;4） + J- _* w3 w! j2   Y/ F理論板數(shù)和實(shí)際板數(shù)的計(jì)算;5） , T7 J; d, * r) 5 a, i) C塔內(nèi)汽液負(fù)荷的計(jì)算;' O2 c; i) g- u- 8 y( M1 J6） 塔徑和塔高的計(jì)算;7） * e, * z- T- h0 2 H) E塔板的設(shè)計(jì)和計(jì)算;- J&q

5、uot; x4 w0 |! i! n/ C! A8 _8） 流體力學(xué)校核;9） 7 Q. C6 c, E8 u. r8 F/ 塔板負(fù)荷性能計(jì)算;9 Y9 s, F& d) J. 10) 塔接管尺寸的計(jì)算;9 Y9 s,b11) 塔頂冷凝器和塔底再沸器熱負(fù)荷計(jì)算;四、圖紙要求; L2 g, g( o7 x% ) h0 S Z* % H9 f9 p6 Q- T6 1) 精餾塔的工藝尺寸圖（A3圖紙）;五、' F2 ) p' I: 0 U2 hw7五五 其他要求0 O4 b& O' y  l9 Z; S1) 設(shè)計(jì)前有說明

6、或前言;4 + c# d+ T" 2) 目錄頁(yè);$ C  W# _8 W- 8 m6 a9 r8 T8 G8 R3) 符號(hào)一覽表;1 S) u( I* t( W6 u2 _6   d: H4) 參考文獻(xiàn);5) 設(shè)計(jì)評(píng)述;六、參考資料1）常用化工單元設(shè)備的設(shè)計(jì) .陳英南主編 . 華東理工大學(xué)出版社; U,，20052) 塔的工藝計(jì)算. 石油化學(xué)工業(yè)規(guī)劃設(shè)計(jì)院. 北京：石油化學(xué)工業(yè)出版社，19973）化工設(shè)備全書-塔設(shè)備設(shè)計(jì). 化工設(shè)備技術(shù)全書編輯委員會(huì). 上海：上?？茖W(xué)技術(shù)出版社，19884）化學(xué)工程手冊(cè) 

7、 汽液傳質(zhì)設(shè)備分冊(cè) . 時(shí)鈞，汪家鼎等. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，19865) 化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)(上、下). 上海醫(yī)藥設(shè)計(jì)院. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，19866) 化工原理(上、下冊(cè))(第二版). .陳敏恒，叢德茲等. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，20007) 化工原理課程設(shè)計(jì). 柴誠(chéng)敬，劉國(guó)維，李阿娜. 天津：天津科學(xué)技術(shù)出版社，19958) 化工原理課程設(shè)計(jì). 大連理工大學(xué)化工原理教研室. 大連：大連理工大學(xué)出版社，19949) 化工過程設(shè)備及設(shè)計(jì).華東理工大學(xué)化工原理教研室編.廣州：華南理工大學(xué)出版社，1996.02 目 錄一 概述 7 11精餾塔的簡(jiǎn)介 712苯-甲苯物系簡(jiǎn)

8、介 7 13設(shè)計(jì)依據(jù) 8二、設(shè)計(jì)方案的選擇 82.1操作壓力 82.2進(jìn)料狀態(tài) 8 2.3加熱方式 9 三、計(jì)算過程 93.1、精餾塔的物料衡算 9 3.2、塔板數(shù)的確定 103.2.1求最小回流比及操作回流比 11 3.2.2求操作線方程 113.2.3逐板法求理論板 113.2.4全塔效率的計(jì)算 133.2.5實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算 1333精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 133.3.1 操作壓力計(jì)算 133.3.2操作溫度計(jì)算 133.3.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 143.3.4平均密度計(jì)算 153.3.5 液體平均表面張力計(jì)算 163.3.6 液體平均粘度計(jì)算 173.3.7塔內(nèi)汽液負(fù)荷的計(jì)

9、算 173.4 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 173.4.1塔徑的計(jì)算 173.4.2溢流裝置計(jì)算 193.4.3塔板布置 2035 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 223.6 塔板負(fù)荷性能圖 243.7各接管尺寸的確定 293.7.1 進(jìn)料管 303.7.2 釜?dú)堃撼隽瞎?303.7.3 回流液管 303.7.4 塔頂上升蒸汽管 303.7.5再沸氣產(chǎn)生的蒸汽進(jìn)口管 31四、主要符號(hào)說明 32五個(gè)人總結(jié) 32六參考書目 33一、概述1. 精餾塔的簡(jiǎn)介:精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，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

10、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(jí)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(duì)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(qiáng)，操作彈性大；（5）結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，材料耗用量少；（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、

11、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。2. 苯-甲苯物系簡(jiǎn)介：苯的沸點(diǎn)為80.1，熔點(diǎn)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(jī)溶劑，溶解有機(jī)分子和一些非極性的無機(jī)分子的能力很強(qiáng)。甲苯是最簡(jiǎn)單，最重要的芳烴化合物之一。在空氣中，甲苯只能不完全燃燒，火焰呈黃色。甲苯的熔點(diǎn)為-95 ，沸點(diǎn)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

12、透明，清澈如水的液體，密度為0866克厘米3，對(duì)光有很強(qiáng)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(jī)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(diǎn)為4 ，燃點(diǎn)為535 。3. 設(shè)計(jì)依據(jù)：分離苯和甲苯，可以利用二者沸點(diǎn)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(chǔ)存。板式精餾塔、浮法塔都是常用的塔類型，可以根據(jù)不同塔各自特點(diǎn)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

13、、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(shí)主要用于釀造，其優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造維修方便，造價(jià)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(diǎn)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(jì)良好的篩板塔仍具有足夠的操作彈性，對(duì)易引起堵塞的物系可采用大孔徑篩板，故近年我國(guó)對(duì)篩板的應(yīng)用日益增多，所以在本設(shè)計(jì)中設(shè)計(jì)該種塔型二、設(shè)計(jì)方案的選擇1. 塔型選擇：根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，若按年工作日330天，每天工作24小時(shí)，產(chǎn)品流量是3787.88Kg/h,因?yàn)楸?甲苯物系的粘度較小，流

14、量較大，所以選用篩板塔，篩板塔的結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低 ，氣體壓強(qiáng)低，生產(chǎn)能量大。2. 操作條件選擇：確定設(shè)計(jì)方案是指確定整個(gè)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(jì)的需要，對(duì)某些問題作些闡述。2.1操作壓力蒸餾操作通?？稍诔骸⒓訅汉蜏p壓下進(jìn)行。確定操作壓力時(shí)，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(duì)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(shí)還需要使用抽真空的設(shè)備。對(duì)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

15、餾。當(dāng)物性無特殊要求時(shí)，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?。有時(shí)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(shí)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。2.2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(shí)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(shí)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(shí)，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計(jì)和制造上提供了方便。2.3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(shí)也可采

16、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(duì)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(shí)，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(duì)于苯-甲苯溶液，一般采用1.12.0KPa（表壓）。三、計(jì)算過程3.1精餾塔的物料衡算（常壓）苯-甲苯氣液相平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中苯的含量x（摩爾分?jǐn)?shù)）氣相中苯的含量y（摩爾分?jǐn)?shù)）溫度t液相中苯的含量x（摩爾分?jǐn)?shù)）氣相中苯的含量y（摩爾分?jǐn)?shù)）110.60089.459.278.9106.18.821286.870.085.3102.2

17、20.237084.480.391.498.630.050082.390.395.795.239.761881.295.097.992.148.971880.2100.0100.01.原理液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量 MA=78.11kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量 MB=92.13kg/kmol XF=0.478.110.478.11+0.692.13=0.440 （式2-1） XD=0.9778.110.9778.11+0.0192.13=0.991 XW=0.0178.110.0178.11+0.9792.13=0.0122.原料夜及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 MF=0.440

18、×78.11+（1-0.440） ×92.13=85.96kg/kmol （式2-2） MD=0.991×78.11+（1-0.991）×92.13=78.24kg/kmol MW=0.012×78.11+（1-0.012）×92.13=91.96kg/kmol3.物料衡算 原料處理量 F=30000000/(85.96× 330× 24)=44.07kmolh （式2-3-1） 總物料衡算 D+W=44.07 （式2-3-2） 苯物料衡算44.07×0.440 =0.991D+0.012W 聯(lián)立解得：D

19、=19.27kmol/h W=24.80kmol/h以上計(jì)算結(jié)果見下表1：名稱原料液餾出液釜?dú)堃篨（摩爾分?jǐn)?shù)）0.4400.9910.012摩爾質(zhì)量Kg/kmol85.9678.2491.96物料量kmol/h44.0719.2724.803.2塔板數(shù)的確定.理論塔板層數(shù)NT的求?。?）理論板層數(shù)NT的求取 苯一甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。 由手冊(cè)查得苯一甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x y圖，見下圖3.2.1求最小回流比及操作回流比 采用作圖法求最小回流比。在附圖中對(duì)角線上，自點(diǎn)e(0.409,0.409)作垂線ef即為進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為 0.567 , 0

20、.346故最小回流比為 Rmin=XD-=0.991-0.5670.567-0.346=1.92 （式3-1）取操作回流比為 R=2Rmin=2×1.92=3.843.2.2求操作線方程 L=RD=3.84×19.27=74.00kmol/h V=(R+1)D=（3.84+1）×19.27=93.27 kmol/h L=L+F= 74.00+44.07 =118.07 kmol/h （泡點(diǎn)進(jìn)料：q=1) V=V=93.27 kmol/h 精餾段操作線方程為 y=0.79+0.205（式3-2） 提餾段操作線方程為 y=1.27x+0.003（式3-3）3.2.3逐

21、板法求理論板又根據(jù) 可解得=2.151 相平衡方程y=x1+(-1)x=2.151x1+1.151x = 0.991 x1=y1y1+(1-y1)=0.98y2=+xdR+1=0.778x1+0.2048=0.982x2=y2y2+(1-y2)=0.962 y3=0.778x2+0.2048=0.953 x3=y3y3+2.151×(1-y3)=0.904y4=0.778x3+0.2048=0.908 x4=y4y4+2.151×(1-y4)=0.821y5=0.778x4+0.2048=0.844 x5=y5y5+2.151×(1-y5)=0.715y6=0.7

22、78x5+0.2048=0.761 x6=y6y6+2.151×(1-y6)=0.596y7=0.778x6+0.2048=0.668 x7=y7y7+2.151×(1-y7)=0.483y8=0.778x7+0.2048=0.580 x8=y8y8+2.151×(1-y8)=0.391因?yàn)閤8 精餾段理論板 n=7x1'=x8=0.391 y2'=1.27x1'-0.003=0.466 x2'=y2'y2'+2.151(1-y2')=0.289 y3'=1.27x2'-0.003=0.364

23、x3'=y3'y3'+2.151(1-y3')= y4'=1.27x3'-0.003=0.210x4'=y4'y4'+2.151(1-y4')=0.109 y5'=1.27x4'-0.003=0.135x5'=y5'y5'+2.151(1-y5')=0.067 y6'=1.27x5'-0.003=0.082x6'=y6'y6'+2.151(1-y6')=0.0398 y7'=1.27x6'-0.003=0

24、.047x7'=y7'y7'+2.151(1-y7')=0.0224 y8'=1.27x7'-0.003=0.025x8'=y8'y8'+2.151(1-y8')=0.0118 y9'=1.27x8'-0.003=0.012x8'=y8'y8'+2.151(1-y8')=0.0118< 所以提留段理論板 n=7精餾段塔板數(shù)N=8-1=7,提餾段塔板數(shù)N'=8-1=7所需總理論板數(shù): 14塊進(jìn)料在第8塊板3.2.4全塔效率的計(jì)算（查表得各組分黏度=0.26

25、9，=0.277）m=xF1+(1-XF)2=0.440×0.269+(1-0.440)×0.277=0.2743.2.5實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算精餾段實(shí)際板層數(shù)7/0.52=13.514提餾段實(shí)際板層數(shù)7/0.52=13.5143.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 3.3.1操作壓力計(jì)算 塔頂操作壓力 93.2 kPa塔底操作壓力=109.4 kPa每層塔板壓降p=0.7kPa進(jìn)料板壓力93.20.7×10100.2kPa精餾段平均壓力 P m （93.2100.2）296.7 kPa提餾段平均壓力P m =（109.4+100.2）/2 =104.8 kPa3.

26、3.2操作溫度計(jì)算 依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由 安托尼方程計(jì)算，計(jì)算過程略。計(jì)算結(jié)果如下： 塔頂溫度82.7進(jìn)料板溫度94.2 塔底溫度=105.1精餾段平均溫度=（ 82.794.2）/2 = 88.5提餾段平均溫度=（94.2+105.1）/2 =99.73.3.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由xd=y10.991,代入相平衡方程得x1=0.98 ML,Dm= 0.98×78.11+(1-0.98)×92.13=78.39kg/kmol MV,Dm =0.991×78.11+(1-0.991)

27、15;92.13=78.24kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由上面理論板的算法，得0.628， 0.44 MV,Fm =0.628*78.11+（1-0.628）*92.13=83.33kg/kmol ML,Fm =0.44*78.11+(1-0.44)*92.13=85.96kg/kmol塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由Xw=0.012,由相平衡方程，得Yw=0.025 MV,Wm =0.025*78.11+(1-0.025)*92.13=91.78kg/kmol ML,Wm =0.012*78.11+(1-0.012)*92.13=91.96kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量 MV,m =(78

28、.24+83.33)/2=80.79kg/kmol ML,m =（78.39+85.96）/2=82.18kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量 MV,m =(91.78+83.33)/2=87.56kg/kmol ML,m =(91.96+85.96)/2=88.96kg/kmol3.3.4平均密度計(jì)算 氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，精餾段的平均氣相密度即 提餾段的平均氣相密度液相平均密度計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算，即 塔頂液相平均密度的計(jì)算 由tD82.7，查手冊(cè)得 塔頂液相的質(zhì)量分率 A=0.991×78.11/(0.991×78.11+0.009×

29、92.13)=0.989 1L,Dm=0.989/812.7+0.011/807.6, L,Dm =813.01kg/kmol進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算 由tF94.25.3，查手冊(cè)得 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率 A =0.44×78.11/(0.44×78.11+0.56×92.13)=0.40 1L,Fm =0.4/799.1+0.6/769, L,Fm =781.25kg/kmol塔底液相平均密度的計(jì)算 由tw105.1，查手冊(cè)得 塔底液相的質(zhì)量分率 A =0.012×78.11/(0.012×78.11+0.988×92.13)=0.

30、01 1L,Wm =0.01/786.13+0.09/785.2, L,Wm =784.9kg/kmol精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為3.3.5 液體平均表面張力計(jì)算 液相平均表面張力依下式計(jì)算，即 塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由 tD82.7，查手冊(cè)得 A=20.94mN/m B=21.39 mN/mL,Dm=0.991×20.94+(1-0.991)×21.39= 20.94mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算 由tF94.2，查手冊(cè)得 A=19.36 m N/m B=20.21 m N/mL,Dm=0.44×19.36+0.56×20.

31、21=19.84 mN/m塔底液相平均表面張力的計(jì)算 由 tD105.1，查手冊(cè)得 A=19.10 mN/m B=19.48 mN/mL,Dm=0.012×19.10+(1-0.012)×19.48=19.48mN/m精餾段液相平均表面張力為 Lm=（20.94+19.84）/2=20.39mN/m提餾段液相平均表面張力為 Lm=（19.84+19.48）/2=19.66 mN/m3.3.6 液體平均粘度計(jì)算 液相平均粘度依下式計(jì)算，即 lgLm=xilgi塔頂液相平均粘度的計(jì)算 由tD82.7，查手冊(cè)得 A=0.300 mPa·s B=0.304 mPa

32、3;slgLDm=0.991×lg(0.300)+ (1-0.991)×lg(0.304)解出LDm=0.300 mPa·s進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算 由tF94.2，查手冊(cè)得 A=0.269 mPa·s B=0.277 mPa·slg LFm=0.44×lg(0.269)+ (1-0.409)×lg(0.277)解出LFm=0.274 mPa·s塔底液相平均粘度的計(jì)算 由tw105.1，查手冊(cè)得 A=0.244 mPa·s B=0.213 mPa·slgLwm=0.012×lg(0.2

33、44)+ (1-0.07)×lg(0.213)解出Lwm=0.215 mPa·s精餾段液相平均粘度為 Lm=(0.300+0.27)/2=0.287 mPa·s提餾段液相平均粘度為 Lm=(0.300+0.215)/2=0.258 mPa·s3.3.7塔內(nèi)汽液負(fù)荷的計(jì)算 精餾段： V=(R+1)D=（3.84+1）×19.27=93.27 kmol/h = =93.27*80.79/(3600*2.36)=0.887（） L=RD=3.84× 19.27= 74kmol/h = m=74×834.79/3600×7

34、97.13=0.022() =0.022×3600=79.2() 提餾段： =V+(q-1)F=93.27kmol/h = =93.27×88.96/(3600×2.90)=0.795() =L+qF=74+44.07=118.07kmol/h = =118.07×88.96/(3600×783.4)=0.0037()=0.0037×3600=13.32()3.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 3.4.1塔徑的計(jì)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(yàn)關(guān)系

35、選取。表7 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，mm200300250350300450350600400600 對(duì)精餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；查教材P131圖 得C20=0.071；依式校正物系表面張力為時(shí)可取安全系數(shù)為0.8，則（安全系數(shù)0.60.8），故按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.6m,則空塔氣速0.820m/s。對(duì)提餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；查2：圖38得C20=0.106；依式校正物系表面張力為時(shí)可取安全系數(shù)為0.8，則（安全系數(shù)0.60.8），故按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.2m,則空塔氣速0.820m/s。

36、 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(duì)于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設(shè)計(jì)塔的時(shí)候塔徑取1.6m3.4.2溢流裝置計(jì)算 因塔徑D1.6m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對(duì)精餾段各項(xiàng)計(jì)算如下： a)溢流堰長(zhǎng)：?jiǎn)我缌魅W=（0.60.8）D，取堰長(zhǎng)為0.66D=0.66×1.6=1.056mb)出口堰高：由，查2：圖311，知E=1.042,依式可得故c)降液管的寬度與降液管的面積：由查（2：圖313）得，故，利用(2：式310)計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過降液管底

37、隙的流速（0.07-0.25）依(2：式311)：符合（）e)受液盤 采用平行形受液盤，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為60mm 同理可以算出提溜段a)溢流堰長(zhǎng)：?jiǎn)我缌魅W=（0.60.8）D，取堰長(zhǎng)為0.66D=0.8×1.6=1.056mb)出口堰高：由查2：圖311，知E=1.02,依式可得故c)降液管的寬度與降液管的面積：由查（2：圖313）得，故， 利用(2：式310)計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（0.07-0.25）依(2：式311)：符合（）3.4.3 塔板布置 精餾段塔板的分塊 因D800mm，

38、故塔板采用分塊式。查表3-7得，塔極分為4塊。對(duì)精餾段：a)取邊緣區(qū)寬度Wc=0.05m(3050mm),安定區(qū)寬度，（當(dāng)D1.5m時(shí)，Ws=6075mmb)依(2：式318)：計(jì)算開空區(qū)面積，c)篩孔數(shù)與開孔率：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,取，故孔中心距篩 孔數(shù)個(gè)， 則（在515范圍內(nèi)） 則每層板上的開孔面積為氣體通過篩孔的氣速為 提餾段：a)取邊緣區(qū)寬度Wc=0.05m(3050mm),安定區(qū)寬度，（當(dāng)D1.5m時(shí)，Ws=6075mmb)依(2：式318)：計(jì)算開空區(qū)面積， c)篩孔數(shù)與開孔率：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,取，故孔中心距篩孔數(shù)個(gè)， 則（在

39、515范圍內(nèi)） 則每層板上的開孔面積為氣體通過篩孔的氣速為3.5 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 塔板的流體力學(xué)計(jì)算，目的在于驗(yàn)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(duì)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。(1) 氣體通過篩板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨扔?jì)算 精餾段：a)干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂?，查干篩孔的流量系數(shù)圖得，C0=0.78由式b)氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋海?由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.61，依式c)克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂朗?，故則單板壓強(qiáng)：(2) 液面落差 對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 (3

40、) 霧沫夾帶故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過量霧沫夾帶。(4) 漏液由式篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)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依式， 而H=0.073+0.037+0.001=0.11m取，則故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的。提溜段：a)干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂溃楦珊Y孔的流量系數(shù)圖得，C0=0.78由式b)氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋海?由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.65，依式c)克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂朗剑?故則單板壓強(qiáng)：(2) 液面落差 對(duì)于篩板塔

41、，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 (3) 液沫夾帶故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過量霧沫夾帶。(4) 漏液由式篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)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依式， 而H=0.098m取，則故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的。3.6塔板負(fù)荷性能圖 精餾段：(1) 漏液線 由 ，得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-19。 表3-19Ls /(m3/s) 0.0010.0020.030.004Vs /(m3/s)

42、0.690.720.740.76由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。 (2) 霧沫夾帶線 以 ev0.1kg液/kg氣為限，求 Vs-Ls關(guān)系如下： 由 聯(lián)立以上幾式，整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-20。 表3-20Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)13.1111.849.458.88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(duì)于平直堰，取堰上液層高度hOW0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式3-21得 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4s作為液體在降

43、液管中停留時(shí)間的下限 據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線0.0474。 (5) 液泛線 令 由聯(lián)立得忽略h，將hOW與Ls，hd與Ls，hc與Vs的關(guān)系式代人上式，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(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-22。 表3-22Ls /(m3/s) 0.0010.0020.030.004Vs /(m3/s)3.263.183.113.04由上表數(shù)據(jù)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，如圖所示。 圖3-23 精餾段篩板負(fù)荷性能圖 在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)P，連接OP，即作出操作線。由圖可看出，該

44、篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由上圖查得 Vs,max=1.064 m3/s Vs,min=0.324 m3/s故操作彈性為 Vs,max / Vs,min=3.381所設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于表3-23。 提餾段(1) 漏液線 由 ，得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-19。 表3-19Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)0.360.380.390.40由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。 (2) 液沫夾帶線 以 ev0.1kg液/kg氣為限，求 Vs-Ls關(guān)系如下： 由 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)

45、算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-20。 表3-20Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)1.771661.571.49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(duì)于平直堰，取堰上液層高度hOW0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式3-21得 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4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限 據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線0.0474。 (5) 液泛線 令 由聯(lián)立得忽略h，將hOW與Ls，hd與Ls，hc與Vs的關(guān)系式代人上式，并整理得 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(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-22。 表3-22Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)5.935.675.435.13由上表數(shù)據(jù)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，如圖所示。 3.7各接管尺寸的確定3.7.1 進(jìn)料管進(jìn)料體積流量取適宜的輸送速度，故經(jīng)圓