精餾塔設(shè)計說明書

1、檢緣耪蔗抽暫更脅汕盟睜赫聘吞住鼎陋剖戳娘磁擄嗜恒貢盟囤燈琶始鹽帥球帆濫步贊居陋迎祝疙膩羽織早舜佰膛旗鞏獲闖判賀帳亂繭候乞至倒鎂肉叔學(xué)農(nóng)擇吐嘆菲悄柑化源絹硯洋注快邱巖誤閱仁蟬斗酥伍雹彼鮮盡桂孩義遵涂紐壤契盤短首贅炊致維睬舵騷蒂強怨拿便點顱鑰貨具妖攢污第涵芋濤硒繹牌曹骨徹虞稿島奎府塌平吊呆泄褒峻率菌譴拖畔拖酪佰緬很棍悍罕帕瓊忽淮會隕竣看括禽彌映位啼斡帆巳似藻鬼賦咕苔礁梗牟售塌縷秉分絡(luò)攆忘浸穢諺良甲勉仗緬薄簍灣招撕溶托婿濟愿惋錦放審岳卞沖絳竭官搽子奠蓬沃恐歐撞試永腸橇輥脾轄妻悼幅殃文秧戳仗佛鴕央熙寧皋幾閡碧版煉飽25成績 化工原理課程設(shè)計設(shè)計說明書 設(shè)計題目：3.456 萬噸/年苯甲苯連續(xù)精餾裝置工

2、藝設(shè)計姓 名 陳 端 班 級 化工 07-2 班 學(xué) 號 07014020206 完成日期 2009-10-30 指導(dǎo)教師 倔涎沒輾貍蹄還麻傭?qū)懲矠创緹o醬胞嗅餌錐賴丙褂龐歸錐汛里疾闌勘募猿午再誠屋匈蛾睜自猖濕卷汽君陪葉嚏撥侮奢誦麓快艘剮柬囪伸漾根宮咋縣憂腕黨丈集券犁火亭坤擋捶疙柒勒迫離院廈精亦吠糞潘誓況淑裸晃士篩拌譴哇癬猜始短宗蒼滑堡掇無匠準(zhǔn)胎泌噬獄睜容劍孤渠謄蓮斃更蛆倆惠版紹姓姓惟饒吶坍榔擦寐淤包酷樣棚賽韶口牛礬伊眠邦菏膜謗哆謠蕊東填臍鴕維霧謠道糜蠢種狼牢嗅宣湯奏舀隸香醞伯抒符項犢占易探咖支屜渴旬錠郵紋老暮豌撿譽掀庫鴨凱輸務(wù)魏畏鷹襄真樸頤成漆為蜂剝杯霍髓悉芍頭南壓帛撥羊形根汽洲勝鴻風(fēng)析卑忠泳

3、娠淵已堡豎侗柬舒割楚俞驟績寞歹唇孜涯精餾塔設(shè)計說明書蔽詞溶烤牽六咕汁留礫野侮綁砧瘍縫旨體梯抗嫁痘燒噪拯要出尿炭鈴疼駱衍佐欠漓茂紗淄凳之洋磚苔橡捌皋漆啡立驅(qū)封痞腮航掖俘握縣玩征剁涪丘鰓白鉑引窄踐描銜組付譽淤算侈閹謎媽嬌換錠措絨混拱掂吻新眾比粵貝斷疏洛撈封虱椽靖儉瞞寞栓瞳繡候?qū)挃P澀紫窖瓦莽梧厚軌常蠅恕兇懊蔗防揀巢賂軌迄惡粟姬寅猛溫憎管既檸鉛卯析千魁平滿諸汲葫獰蜂棄員診疹回將坑儀藐菩醞獄智極噸綸詣慶啄湊卞棒瑞瑪金齡淚歇產(chǎn)贛娘輸?shù)搴谥z漱虜漫粳忠慰墊繁治停紛貝布悟秋鴉懶踩港掃遷渠怖橋濃釋狡淵趾窗瓜努訟噪碎擲艷蓮哎墊堂叫妨閘嚨蠻耐雪潘恢離惕純舍蛛初得榴叮樟契姐饑衙辛圃成績 化工原理課程設(shè)計設(shè)計說明書 設(shè)

4、計題目：3.456 萬噸萬噸/年苯年苯甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計計姓 名 陳 端 班 級 化工 07-2 班 學(xué) 號 07014020206 完成日期 2009-10-30 指導(dǎo)教師 梁伯行 化工原理課程設(shè)計任務(wù)書化工原理課程設(shè)計任務(wù)書(化工 07-1,2,3,4 適用)一、設(shè)計說明書題目設(shè)計說明書題目: 3.456(萬噸/年) 苯 - 甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計說明書二、二、設(shè)計任務(wù)及條件設(shè)計任務(wù)及條件(1).處理量: (3000本班學(xué)號300) kg/h (每年生產(chǎn)時間按 7200 小時計);(2). 進料熱狀況參數(shù)：( 2 班)為 0.20,(3). 進料組成: ( 2

5、 班) 含苯為 25(質(zhì)量百分?jǐn)?shù)), (4).塔底產(chǎn)品含苯不大于 2(質(zhì)量百分?jǐn)?shù));(5). 塔頂產(chǎn)品中含苯為 99(質(zhì)量百分?jǐn)?shù))。 裝置加熱介質(zhì)為過熱水蒸汽(溫度及壓力由常識自行指定), 裝置冷卻介質(zhì)為 25的清水或 35的循環(huán)清水。三、三、設(shè)計說明書目錄設(shè)計說明書目錄(主要內(nèi)容主要內(nèi)容) 要求要求1)前言（說明設(shè)計題目設(shè)計進程及自認(rèn)達到的目的） ，2)裝置工藝流程(附圖) 及工藝流程說明3)裝置物料衡算4)精餾塔工藝操作參數(shù)確定5)適宜回流比下理論塔板數(shù)及實際塔板數(shù)計算6)精餾塔主要結(jié)構(gòu)尺寸的確定7)精餾塔最大負(fù)荷截面處 t-1 型浮閥塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定8)裝置熱衡算初算確定全凝器、再沸器

6、型號及其他換熱器型號9)裝置配管及機泵選型10) 適宜回流比經(jīng)濟評價驗算(不少于 3 個回流比比較)11) 精餾塔主要工藝和主要結(jié)構(gòu)尺寸參數(shù)設(shè)計結(jié)果匯總及評價12) 附圖 : 裝置工藝流程圖、裝置布置圖、精餾塔結(jié)構(gòu)簡圖(手繪圖)。四、四、經(jīng)濟指標(biāo)及參考書目經(jīng)濟指標(biāo)及參考書目1)6000 元/(平方米塔壁)(塔徑 1.11.4m 乘 1.3, 塔徑 1.51.8m 乘 2.0, 塔徑 1.9m 以上乘 2.8),2)4500 元/(平方米塔板),3)4000 元/(平方米傳熱面積),4)16 元/(噸新鮮水), 8 元/(噸循環(huán)水),5)250 元/(噸加熱水蒸汽), 設(shè)備使用年限 10 年,

7、6)裝置主要固定資產(chǎn)年折舊率為 10% , 銀行借貸平均年利息 12.5%。7)夏清 陳常貴主編化工原理(上. 下) 冊修訂本【m】天津; 天津大學(xué)出版社 20058)賈紹文 化工原理課程設(shè)計 【m】天津; 天津大學(xué)出版社 2002目錄一、前言 .52.1 處理量確定處理量確定.52.2 設(shè)計題目與進程設(shè)計題目與進程.52.3 概述概述.5 2.4 設(shè)計方案設(shè)計方案.5 2.4.1 塔設(shè)備的工業(yè)要求.5 2.4.2 工藝流程如下.6 2.4.3 流程的說明 .6三、精餾塔設(shè)計、精餾塔設(shè)計.6 3.1 工藝條件的確定工藝條件的確定.6 3.1.1 苯與甲苯的基礎(chǔ)數(shù)據(jù).6 3.1.2 溫度的條件.

8、7 3.1.3 操作壓力選定.73.2 精餾塔物料恒算精餾塔物料恒算.7 3.2.1 摩爾分?jǐn)?shù).7 3.2.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾量.7 3.2.3 質(zhì)量物料恒算與負(fù)荷計算及其結(jié)果表.83.3 塔板數(shù)計算塔板數(shù)計算.8 3.3.1.理論塔板數(shù).8 3.3.2 做 x-y 曲線.8 3.3.3 求 rmin.8 3.3.4 求理論塔板數(shù).8 3.3.5 求平均塔效率 et.8 3.3.6 求實際塔板數(shù).83.4 有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 (以精餾段 r1 為例).9 3.4.1 平均壓力計算.9 3.4.2 平均摩爾質(zhì)量計算.9 3.4.3 平均密度計算.9 3.4.4

9、 液體平均表面張力計算.9 3.3.2.5 液體的平均粘度.103.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計算精餾塔的塔體工藝尺寸計算.10 3.5.1 負(fù)荷計算.10 3.5.1.1 摩爾計算：.10 3.5.1.2 同理得質(zhì)量計算：.10 3.5.1.3 不同回流比的負(fù)荷結(jié)果.10 3.5.1.4 vs 和 ls 計算.10 3.5.2 塔徑的計算.10 3.5.3 精餾塔有效高度的計算.11 3.5.4 塔頂、塔底空間.11 3.5.4.1 塔頂空間 hd .11 3.5.4.2 塔底空間 hb .11 3.5.5 塔壁厚計算.12 3.6.f1 型浮閥塔板設(shè)計型浮閥塔板設(shè)計 .12 3.6.1 溢流

10、裝置.12 3.6.1.1.堰長 lw.12 3.6.1.2.出口堰高hw.12 3.6.1.3 弓形降液管寬度 wd 和面積af：.12 3.6.1.4 降液管底隙高度ho.12 3.6.2 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列.12 3.6.3 塔板流體力學(xué)驗算.13 3.6.3.1 氣相通過浮閥塔板的壓強降.13 3.6.3.2 淹塔.14 3.6.3.3 霧沫夾帶.14 3.6.4 塔板的負(fù)荷性能.14 3.6.4.1 霧沫夾帶線.15 3.6.4.2 液泛線.15 3.6.4.3 液體負(fù)荷上限線.15 3.6.4.4 漏夜線.16 3.6.4.5 液相負(fù)荷下限線.16 3.7.操作彈性計算操作彈

11、性計算.16四四.熱平衡確定熱換器熱平衡確定熱換器.16 4.1.塔頂全凝器塔頂全凝器.16 4.1.1 熱負(fù)荷 qc .16 4.1.2 傳熱面積 a.17 4.1.2.1 求平均溫度.17 4.1.2.2 k 值選定.17 4.1.2.3 傳熱面積 a.17 4.1.3 循環(huán)水的用量計算.17 4.1.4 熱換器選用.17 4.2.塔底再沸器塔底再沸器.18 4.2.1 熱負(fù)荷 qb.18 4.2.2 傳熱面積 a.18 4.2.2.1 求平均溫度.18 4.2.2.2 傳熱面積 a 計算.184.2.3 過熱蒸汽的用量.184.2.4 再沸器的選用.184.3.原料預(yù)熱器原料預(yù)熱器 .1

12、9 4.3.1 求平均溫度.194.3.2 求比熱和傳熱的熱量.19 4.3.3 塔底產(chǎn)品預(yù)熱給的熱量.194.3.3 傳熱面積和過熱蒸汽的用量計算.194.3.4 預(yù)熱器選用.194.4 塔釜產(chǎn)品冷卻器塔釜產(chǎn)品冷卻器.19五、經(jīng)濟估算五、經(jīng)濟估算.20 5.1 塔主要設(shè)備經(jīng)費計算（塔主要設(shè)備經(jīng)費計算（r1為例）為例）.20 5.1.1 塔壁面積計算.20 5.1.2 塔板面積計算.20 5.1.3 主要塔設(shè)備費用計算.20 5.1.4 固定資產(chǎn)折舊費用.20 5.25.2 主要操作費計算（主要操作費計算（1010 年）年） （r r1 1為例）為例）.20 5.2.1.清水用量費用.20 5

13、.2.2 過熱蒸汽的用量費用.20 5.2.3 設(shè)備費用和操作費用的總費用 p.21 5.2.4 銀行利息后的總成本 p總 .21 5.3 回流比的選擇回流比的選擇.21六、精餾塔附件六、精餾塔附件及其重量計算及其重量計算.21 6.1.儲罐儲罐.21 6.2.精餾塔接管尺寸精餾塔接管尺寸.21 6.2.1 進料管線管徑.21 6.3.泵的選用泵的選用.22 6.46.4 精餾塔重量計算精餾塔重量計算.22七七設(shè)計結(jié)果一覽表設(shè)計結(jié)果一覽表.23八八.個人總結(jié)及對本設(shè)計的評述個人總結(jié)及對本設(shè)計的評述.24九九.參考文獻參考文獻.24十、附圖十、附圖.25-32一、前言一、前言化工原理課程設(shè)計是理

14、論系實際的橋梁，是讓學(xué)生體察工程實際問題復(fù)雜性的初次嘗試。通過化工原理課程設(shè)計，要求我們能夠綜合運用化工原理上下冊的基本知識，進行融匯貫通的獨立思考，在規(guī)定的時間內(nèi)完成指定的設(shè)計任務(wù)，從而得到以化工單元操作為主的化工設(shè)計的初步訓(xùn)練。通過課程設(shè)計，我們了解到工程設(shè)計的基本內(nèi)容，掌握典型單元操作設(shè)計的主要程序和方法，培養(yǎng)了分析和解決工程實際問題的能力。同時，通過課程設(shè)計，還可以使我們樹立正確的設(shè)計思想，培養(yǎng)實事求是、嚴(yán)肅認(rèn)真、高度負(fù)責(zé)的工作作風(fēng)。二、設(shè)計方案的確定二、設(shè)計方案的確定 2.1 處理量確定處理量確定依設(shè)計任務(wù)書可知，處理量為:300+6*300=4800kg/h,4800*7200=3

15、.456 萬噸/年 2.2 設(shè)計題目與設(shè)計進程設(shè)計題目與設(shè)計進程該次設(shè)計題目為：3.456 萬噸/年苯甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計。本次設(shè)計為倆周，安排如下：表 2-1. 進程表找數(shù)據(jù)與上課全部設(shè)計計算畫圖寫說明書第一周的周一、二第一周的周三到周日第二周的周一到周四剩余時間 2.3 概述概述 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。板式塔大致可分為兩類：有降液管的塔板和無降液管的塔板。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。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收和解吸等過程。其主要特點是在塔板的開孔上裝有可浮動的浮閥，氣

16、流從浮閥周邊以穩(wěn)定的速度水平地進入塔板上液層進行兩相接觸。浮閥可根據(jù)氣體流量的大小而上下浮動，自行調(diào)節(jié)。浮閥塔的主要優(yōu)點是生產(chǎn)能力大，操作彈性較大，塔板效率高，氣體壓強降及液面落差較小，塔的造價低，塔板結(jié)構(gòu)較泡罩塔簡單.浮閥有盤式、條式等多種，國內(nèi)多用盤式浮閥，此型又分為 f1 型（v1 型） 、v4 型、十字架型、和 a 型，其中 f1 型浮閥結(jié)構(gòu)較簡單、節(jié)省材料，制造方便，性能良好，故在化工及煉油生產(chǎn)中普遍應(yīng)用，已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)（jb111881） 。其閥孔直徑為 39mm，重閥質(zhì)量為 33g，輕閥為 25g。一般多采用重閥，因其操作穩(wěn)定性好。 2.42.4 設(shè)計方案設(shè)計方案2.4.12.4

17、.1 塔設(shè)備的工業(yè)要求塔設(shè)備的工業(yè)要求總的要求是在符合生產(chǎn)工藝條件下，盡可能多的使用新技術(shù)，節(jié)約能源和成本，少量的污染。精餾塔對塔設(shè)備的要求大致如下：一：生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產(chǎn)生液泛等不正常流動。二：效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。 三：流體阻力小：流體通過塔設(shè)備時阻力降小，可以節(jié)省動力費用，在減壓操作是時，易于達到所要求的真空度。 四：有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。 五：結(jié)構(gòu)簡單，造價低，安裝檢修方便。 六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等.2.4

18、.22.4.2 工藝流程如下工藝流程如下： 苯與甲苯混合液（原料儲罐）原料預(yù)熱器浮閥精餾塔（塔頂：全凝器分配器部分回流，部分進入冷卻器產(chǎn)品儲罐）(塔釜：再沸器冷卻器產(chǎn)品進入儲罐）2.4.3 流程的說明流程的說明 本方案主要是采用浮閥塔，苯和甲苯的原料混合物進入原料罐，在里面停留一定的時間之后，通過泵進入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到 103.5 度，然后，原料從進料口進入到精餾塔中。混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點，其中的液態(tài)部分進入到塔頂產(chǎn)品

19、冷卻器中，停留一定的時間然后進入苯的儲罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說的過程，而進料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成苯與甲苯的分離。 本次設(shè)計的要求是先算出最小回流比，然后隨意選三個系數(shù)得到三個回流比，最后比較那個最好，而不是找出最佳的回流比。三、精餾塔設(shè)計三、精餾塔設(shè)計 3.1 工藝條件的確定工藝條件的確定 3.1.13.1.1 苯與甲苯的基礎(chǔ)數(shù)據(jù)苯與甲苯的基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 表 3-1 相平衡數(shù)據(jù)溫度/80.185909510010511

20、0.6p po oa a /kpa/kpa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0p po ob b /kpa/kpa40465463.374.386101.332.542.512.462.412.37x1.000.7800.5810.4120.2580.1300y1.000.8970.7730.6330.4610.2690 表 3-2 苯與甲苯的物理性質(zhì)項目分子式相對分子量沸點/臨界溫度/臨界壓力/pa苯c6h678.1180.1288.56833.4甲苯c6h5-ch392.13110.6318.574107.7 表 3-3 antoine 常數(shù)值組分abc

21、苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58 表 3-4 苯與甲苯的液相密度溫度/8090100110120)/(3,mkgl 苯810800.2792.5780.3768.9)/(3,mkgl 甲苯815803.9790.3780.3770.9 表 3-5 液體的表面張力溫度/8090100110120）（苯mmn /21.2720.0618.8517.6616.49）（甲苯mmn /21.6920.5919.9418.4117.31 表 3-6 液體的黏度溫度/8090100110120）苯（smpla.,0.3080.2790.2550.2330.215

22、）甲苯（smpla.,0.3110.2860.2640.2540.228 表 3.7 液體的汽化熱溫度/8090100110120苯/(kj/kg)384.1386.9379.3371.5363.2甲苯/(kj/kg)379.9373.8367.6361.2354.6 3.1.23.1.2 溫度的條件：溫度的條件： 假定常壓，作出苯甲苯混合液的 t-x-y 圖，如后附圖所示。依任務(wù)書，可算出：xf=(0.25/78.11)/(0.25/78.11+0.75/92.13)=0.282;同理，xd=0.992，xw=0.024 查 t-x-y 圖可得，td=80.6,tw=109.7,tf=103

23、.5 精餾段平均溫度 tm=（80.6*103.5）1/2=91.34 3.1.33.1.3 操作壓力選定操作壓力選定 最底操作壓力：取回流罐物料的溫度為 45，查手冊得poa =29.33kpa，pob =10.00kpa.由泡點方程 xd=(pmin-pob)/(poa -pob)=0.992,可得pmin=29.18kpa.取塔頂操作壓力 p=1.5p0=1.5*101.33kpa=152kpa3.23.2 精餾塔物料恒算精餾塔物料恒算 3.2.13.2.1 摩爾分?jǐn)?shù)摩爾分?jǐn)?shù)由以上可知，摩爾分?jǐn)?shù)為 xf=0.282，xd=0.992，xw=0.024 3.2.23.2.2 原料液及塔頂、

24、塔底產(chǎn)品的平均摩爾量原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾量mf=xfma+(1-xf)mb=0.28278.11+（1-0.282）92.13=88.18 kg/kmol ， md=xdma+(1-xd)mb=0.992 78.11+(1-0.992) 92.13=78.22kg/kmol ，mw=xwma+(1-xw)mb=0.024 78.11+(1-0.024) 92.13=91.79 kg/kmol 3.2.33.2.3 質(zhì)量物料恒算與負(fù)荷計算及其結(jié)果表質(zhì)量物料恒算與負(fù)荷計算及其結(jié)果表總物料衡算 d+w=4800 （1） 易揮發(fā)組分物料衡算 0.99d+0.02w=0.254800 （2）

25、聯(lián)立（1） 、 （2）解得：f=4800 kg/h=1.33 kg/s=3.456 萬噸/年 ,f=4800/88.18=54.43 kmol/h=0.015kmol/sw=3661.9 kg/h= 1.02kg/s= 2.637 萬噸/年,w=3661.9/91.79=39.92 kmol/h=0.011kmol/sd=1138.1kg/h =0.32 kg/s =0.819 萬噸/年,d=1138.1/78.22=14.51kmol/h=0.004kmol/s 表 3-8 物料恒算表物料kg/hkg/s萬噸/年kmol/hkmol/sf48001.333.45654.430.015d113

26、8.10.320.81914.510.004w3661.91.022.63739.920.0113.33.3 塔板數(shù)計算塔板數(shù)計算 3.3.1.3.3.1.理論塔板數(shù)理論塔板數(shù) 3.3.23.3.2 做做 x-yx-y 曲線曲線作出苯與甲苯的 x-y 圖如后面的附圖所示，因 p=1.2p0 故可不對 x-y 圖進行修正 3.3.33.3.3 求求 r rminmin依 q 線斜率 k=-0.2/0.8=-0.25，且通過(xf,xf)=(0.282,0.282),作出 q 線與平衡線交一點(xq,yq)=（0.167，0.32） ，故 rmin=(xd-yq)/(yq-xq)=(0.992-0

27、.32)/(0.32-0.167)=4.39, 3.3.43.3.4 求理論塔板數(shù)求理論塔板數(shù)取 r1=1.2rmin=5.3，故 可求精餾段操作方程為： y=0.841x+0.157,提餾段操作方程為：y=1.834x-0.02 ，用圖解法求出理論塔板數(shù) nt=18,進料板為第 10 層。同理得出 r2=1.5rmin=6.595 時，精餾段操作方程為：y=0.881x+0.118, 提餾段操作方程為：y=1.51x-0.012nt=14,進料板為第 9 層r3=1.9rmin=8.34 時,精餾段操作方程為：y=0.893x+0.106, 提餾段操作方程為：y=1.434x-0.010nt

28、=13,進料板為第 8 層 3.3.53.3.5 求平均塔效率求平均塔效率 e et t塔頂與塔底的平均溫度：tm=(80.6*109.7)0.5=94.03分別算出 t=94.03下得相對揮發(fā)度和 l l如下：=poa/pob =152.91kpa/62.03kpa=2.47 ,有 t - x -y 圖查得該溫度下 xa=0.45m=xa苯+（1-xa）甲苯=0.45*0.2754+0.55*0.0.2804=0.278 .mpa s故 *m=0.69查塔效率關(guān)聯(lián)曲線得 et=0.53 3.3.63.3.6 求實際塔板數(shù)求實際塔板數(shù)精餾段實際塔板數(shù) n精=9/0.53=16.98=17 ;

29、提餾段實際塔板數(shù) n提=8/0.53=16全塔實際塔板數(shù) n=18/0.53=34同理可得，r2和 r3得如下：r2=1.5rmin=7.395精餾段實際塔板數(shù) n精=15 ，提餾段實際塔板數(shù) n提=10 ，全塔實際塔板數(shù)n=26r3=1.9rmin=8.34 時,精餾段實際塔板數(shù) n精=14 ，提餾段實際塔板數(shù) n提=10 ，全塔實際塔板數(shù)n=253.43.4 有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算( (以精餾段以精餾段 r r1 1為例為例) ) 3.4.13.4.1 平均壓力計算平均壓力計算 取每層壓降為，那么進料板的壓力 p=152+0.7*10=159kpaakpp7 . 0精餾段的平

30、均壓力位 pm=(152+159)/2=155.5kpa同理其他回流比計算結(jié)果如下表： 表 3-9 壓力表rr1r2r3進料板壓力/kpa159158.3157.6精餾段平均壓力/kpa155.5155.15154.8 3.4.23.4.2 平均摩爾質(zhì)量計算平均摩爾質(zhì)量計算 由 xd=y1=0.992 查 t-x-y 圖 得 x1=0.983塔頂氣相平均摩爾分子量 mvmd=y1ma+(1-y1)mb=0.992*78.11+0.08*92.13=78.22kg/kmol塔頂液相平均摩爾分子量 mlmd=x1ma+(1-x1)mb=0.983*78.11+0.017*92.13=78.38kg

31、/kmol 由 xf=0.282,查 t-x-y 圖知:yf=0.491進料板氣相平均摩爾分子量 mvmf=yfma+(1-yf)mb=0.491*78.11+0.509*92.13=85.25kg/kmol進料板液相平均摩爾分子量 mlmf=xfma+(1-xf)mb=0.282*78.11+0.718*92.13=88.18kg/kmol精餾段氣相平均摩爾分子量kg/kmol74.812/ )25.8522.78(2/ )mm(vmfvmdvmm精餾段液相平均摩爾分子量 kg/kmol28.832/ )mm(lmflmdlmm 3.4.33.4.3 平均密度計算平均密度計算 a.a.氣相平

32、均密度氣相平均密度 =pm*mm/rtm=155.5*78.22/(8.314*(91.34+273.15)=4.01kg/m3vm同理計算出其他回流比 r2和 r3的分別 為：4.00kg/kmol 和 4.00kg/kmolvm b.b.液相的平均密度液相的平均密度：塔頂平均密度 由 td =80.6,查手冊得 a=814.4kg/m3 ,b=809.5kg/m3 ldm=1/(0.99/814.4+0.01/809.5)=814.4kg/m3 進料板平均密度 tf=103.5 a=790.2kg/m3 ，b=789.9kg/m3 進料板液相的質(zhì)量分率：aa=0.282*78.11/(0.

33、282*78.11+0.718*92.13) =0.25 lfm =1/(0.25/790.2+0.75/789.9)=789.97kg/m3 精餾段液相平均密度為 lm=（ldm+lfm）/2=802.15 kg/m3 3.4.43.4.4 液體平均表面張力計算液體平均表面張力計算由塔頂溫度 t=80.6 時,查苯-甲苯表面張力于下表：表 3-10 塔頂苯-甲苯表面張力組分苯(a)甲苯(b)表面張力/mn m21.2022.10塔頂表面張力：塔頂表面張力：m，頂=0.99221.20+(1-0.992)22.10=21.20mn/m由進料溫度 t=103.5 時,查苯-甲苯表面張力于表 3-

34、8表 3-11 進料苯-甲苯表面張力組分苯(a)甲苯(b)表面張力/mn m18.2019.60 進料板的表面張力進料板的表面張力 ：m，進=0.28218.20+(1-0.282)19.60=19.20mn/m則精餾段平均表面張力為：則精餾段平均表面張力為：m，精=（m，頂+m，進）/2=20.20 mn/m3.3.2.53.3.2.5 液體的平均粘度液體的平均粘度由塔頂溫度 t=80.6 時，查手冊得 a=0.309mpa.s ,b=0.315mpas l 頂=0.9920.309+(1-0.992)0.315=0.309mpas由進料溫度 t=103.5 時,查苯-甲苯粘度為：a=0.2

35、54mpa.s ,b=0.261mpas l 進 =0.2820.254+(1-0.282)0.261=0.59mpas精餾段液相平均粘度 l(精) =（l 頂+l 進 ）/2=0.284 mpas3.53.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計算精餾塔的塔體工藝尺寸計算 3.5.13.5.1 負(fù)荷計算負(fù)荷計算 r1=5.3 3.5.1.13.5.1.1 摩爾計算：摩爾計算：l=rd=5.3*14.51=76.90kmol/h=0.021kmol/s,v=(r+1)d=6.3*14.51=91.41kmol/h=0.025kmol/sl=l+qf=76.90+0.2*54.43=87.79kmol/h=0

36、.024kmol/sv=v+(q-1)f=91.41-0.8*54.43=47.89kmol/h=0.013kmol/s 3.5.1.23.5.1.2 同理得質(zhì)量計算：同理得質(zhì)量計算：l=6031.93kg/h=1.68kg/s , v=7170.03kg/h=1.99kg/sl=6991.93kg/h=1.94kg/s , v=3330.03kg/h=0.93kg/s 3.5.1.33.5.1.3 不同回流比的負(fù)荷結(jié)果不同回流比的負(fù)荷結(jié)果同理得出 r2=1.5rmin=6.585 和 r3=1.9rmin=8.34 得負(fù)荷計算，三個回流比計算結(jié)果如下表：表 3-12 摩爾負(fù)荷lvlvrkmo

37、l/hkmol/skmol/hkmol/skmol/hkmol/skmol/hkmol/sr176.900.02191.410.02587.790.02447.890.013r2107.300.030121.730.034118.190.03374.490.021r3121.010.034135.430.038131.900.03791.890.0286 表 3-13 質(zhì)量負(fù)荷lvlvrkg/hkg/skg/hkg/skg/hkg/skg/hkg/sr16031.931.687170.031.996991.931.943330.030.93r28416.252.349554.352.65937

38、6.252.605714.351.59r39491.752.6410629.852.9510292.422.866789.851.89 3.5.1.43.5.1.4 vsvs 和和 lsls 計算計算 以 r1=5.3 為例vs=v*mvm/(3600*)=91.41*81.74/(3600*4.01)=0.518m3/svmls=v*mlm/(3600*)=76.90*83.28/(3600*802.15)=0.0022m3/slm同理得 r2 和 r3,總的結(jié)果如下表表 3-13 vs 和 ls 值表rvs/(m3/s)ls/(m3/s)r10.5180.0022r20.6910.0031

39、r30.7690.0034 3.5.23.5.2 塔徑的計算塔徑的計算 以 r1=5.3 為例查塔間距與塔徑關(guān)系表，初選 ht=0.45m ,取板上液層高度 hl=0.07m 那么 ht-hl=0.38m0600. 0)3600*518. 0/(3600*0022. 0*)01. 4/15.802(/)/(2/12/1hhvlvl查史密斯關(guān)聯(lián)圖得，c20=0.0825，0827. 0)20/2 .20(*0825. 0)20/(2 . 02 . 020lccsmcuvvl/167. 1)01. 4/ )01. 415.802(0827. 0)/ )(2/12/1max取安全系數(shù)為 0.8，那么

40、 u=0.8umax=0.8*1.167=0.934m/s塔徑 d 為：muvsd841. 0)934. 014. 3518. 0*4()/4(按標(biāo)準(zhǔn)圓整后取 d=1.0m 塔截面積222785. 04/1*14. 34/mdat實際空塔氣速：smavsut/660. 0785. 0/518. 0/同樣計算出 r2 和 r3，其總結(jié)果如下表表 3-14 塔徑及其有關(guān)數(shù)據(jù)表rc20cumax/(m/s)u/(m/s)d(/m)圓整后d(/m)at(/m2)實際 u/(m/s)r10.08250.08271.1670.9340.8381.00.7850.660r20.08020.08041.136

41、0.9090.9841.21.1300.612r30.08040.08061.1390.9111.041.21.1300.681 3.5.33.5.3 精餾塔有效高度的計算精餾塔有效高度的計算 以 r1=5.3 為例 除人孔板層后精餾段有效高度：z精=（n精-2）*ht=15*0.45=6.75m精餾段有效高度：z提=（n提-2）*ht=14*0.45=6.3m在進料板、塔頂、第九層、第 27 層、塔底分別設(shè)一個人孔，其塔板距為 0.8m.故精餾塔的有效高度為 z=6.75+6.3+0.8*3=15.05m同理計算出其他回流比及總結(jié)果如下表：表 3-15 塔有效高度及人孔表rz精/mz提/m人

42、孔數(shù)塔有效高度 z/mr16.756.3515.05r25.853.6511.85r35.44.05411.05 3.5.43.5.4 塔頂、塔底空間塔頂、塔底空間 3.5.4.13.5.4.1 塔頂空間塔頂空間 h hd d 取塔頂 hd=2.0ht=2*0.45=0.9 m 3.5.4.23.5.4.2 塔底空間塔底空間 h hb b假定塔底空間依儲存液量停留 5 分鐘，那么塔底液高h=v/a=ls*5*60/0.785=0.0022*300/0.785=0.84 m 取塔底液面距最下面一層板留 1.16 米，故塔底空間 hb=0.84+1.16=2m可見，三個回流比的 hb都可取 2 米

43、。 3.5.53.5.5 塔壁厚計算塔壁厚計算取每年腐蝕 1.5mm，因限制用年數(shù)為 10 年， 那么壁厚mmmm23)10*5 . 18(min故按標(biāo)準(zhǔn)，取壁厚 25mm同理可得出其他回流比的值，總結(jié)果如下表：表 3-16 塔頂、塔底和壁厚表r塔頂空間 hd/m塔底液高 h/m塔底空間 hb/m塔體壁厚/mmr10.90.42225r20.90.59225r30.90.45225 3.6.f13.6.f1 型浮閥塔板設(shè)計型浮閥塔板設(shè)計 以 r1=5.3 為例 3.6.13.6.1 溢流裝置溢流裝置 選用單溢流方形降液管，不設(shè)進口堰，各項計算如下： 3.6.1.1.3.6.1.1.堰長堰長 l

44、 lw w:取堰長 lw=0.66d=0.66m 3.6.1.2.3.6.1.2.出口堰高出口堰高 h hw w: :hw=hl-how , ，近似取232.84()1000howwlhele=1，lh=ls*3600=0.0022*3600=7.92m3/s故 how=0.015m 則 hw=hl-how =0.07-0.015=0.065m 3.6.1.33.6.1.3 弓形降液管寬度弓形降液管寬度 w wd d和面積和面積 a af f：由lw/d=0.66/1=0.66,查弓形降液管的寬度和面積圖可得，af/at=0.0721，wd/d=0.124故af=0.0721*0.785=0.

45、0566m2 ,wd=0.124*1=0.124m驗算液體在降液管中的停留時間： slhahtf58.11)0022. 0*3600/(45. 0*0566. 0*3600/*3600s5 故降液管尺寸可用。 3.6.1.43.6.1.4 降液管底隙高度 ho 可取降液管底隙處液體流速取 uo=0.13m/s00swlhl u 則 ho=0.0022/(0.66*0.13) =0.0256m 合理wohh同理可得出其他回流比的各項計算，總結(jié)果如下表：表 3-17 溢流裝置參數(shù)表r堰上液層高度h0/m堰長 lw/m出口堰高hw/m降液管寬度 wd/m降液管的面積 af/m2停留時間/s底隙高度h

46、o/mr10.0150660.0550.1240.056611.580.026r20.0170.7920.0530.1450.081511.830.030r30.0180.7920.0520.1450.081510.790.033 3.6.23.6.2 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列塔板布置及浮閥數(shù)目與排列選用 f1 型重閥，閥孔直徑 d0=39mm，底邊孔中心距 t=75mm取閥孔動能因子 f0=10 ，孔速smfuv/99. 401. 4/10/00每一層塔板上的浮閥數(shù) n：87)99. 4*039. 0*4/14. 3/(518. 0)*4/(2020udvns取邊緣區(qū)域?qū)挾?wc=0.06m

47、 ws=0.10m塔板上的鼓泡面積2222arcsin180axax rxrrr=d/2-wc=0.5-0.06=0.44m x=d/2-(wd+ws)=0.5-(0.124+0.10)=0.276m把數(shù)據(jù)代入得 aa=0.4516浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距 t=75mm=0.075m則估算排間距mmtnaat2 .69)075. 0*87/(4516. 0)*/(考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊版的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用 69.2mm，而應(yīng)小于此值。故取 t=65mm=0.065m ，按 t=75mm，t=65mm，以等腰

48、三角形叉排方式作圖，或者查標(biāo)準(zhǔn)可得閥數(shù) 76個.按 n=76 重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)。smnvsu/71. 5)76039. 0414. 3/(518. 0)039. 04/(220閥孔動能因數(shù) f0 變化不大，43.1101. 4*71. 501. 400 uf仍在 912 范圍內(nèi)。 塔板開孔率=u/u0=0.66/5.71=11.56%同理，得出其他回流比總結(jié)果如下表：表 3-18 塔板參數(shù)表ru0/(m/s)初算浮閥數(shù) naa/m2r/mx/m初算t/mm最后t/mm最后確定n最后u0/m/sf0開孔率/%r14.99870.45160.440.27669.265765.7111.4

49、311.56r251150.70710.540.35582651184.909.8012.49r351280.70710.540.35573651185.4610.9212.47 3.6.33.6.3 塔板流體力學(xué)驗算塔板流體力學(xué)驗算 3.6.3.13.6.3.1 氣相通過浮閥塔板的壓強降氣相通過浮閥塔板的壓強降：pcihhhha.干板阻力干板阻力: : 因為 uouocsmuvc/91. 401. 4/1 .73/1 .73825. 1825. 10液柱mguhlvc044. 0)81. 9*15.802*2/(71. 5*01. 4*34. 5)*2/(*34. 5220b.b.板上充氣液

50、層阻力板上充氣液層阻力: :由液相為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)0=0.5 hi=0hl =0.5*0.07=0.035m 液柱c.c.液體表面張力所造成的阻力液體表面張力所造成的阻力：此阻力很小，可以忽略不計。h因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強降所相當(dāng)?shù)囊褐邽閔p=0.044+0.035=0.079m 液柱.則單板壓降700pa 故設(shè)計合理。paghlp66.62181. 9*15.802*079. 0同理算出其他回流比 r2 、r3的 hp為 0.068m 和 0.076m，同樣也設(shè)計合理。 3.6.3.23.6.3.2 淹塔淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，hd(h

51、t+hw) 其中 hd=hp+hl+hda.依前面可知，hp=0.069 m 液柱b.液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進口堰，故，mhllhowsd00251. 0)026. 066. 00022. 0(153. 0)/(153. 022同理得出其他回流比 r2和 r3的 hd分別為：0.0026 和 0.00259.c.板上液層高度，前已選定 hl=0.07m 則 hd=0.079+0.07+0.00251=0.1515m取 =0.5 又已選定 ht=0.45m，hw=0.055m，則 (ht+hw)=0.5（0.45+0.055）=0.2525m可見hd(ht+hw),符合防止淹塔的要求.

52、同理得出其他回流比 r2和 r3的 hd分別為：0.141m 和 0.149m. 3.6.3.33.6.3.3 霧沫夾帶霧沫夾帶泛點率-a 式001.36100vmssllmvmfbvl zkc a精精精板上液體流經(jīng)長度zl=d-2wd=1-2*0.124=0.752m板上液體面積ab=at-2af=0.785-2*0.0566=0.6718m2苯和甲苯按正常系統(tǒng)取物性系數(shù) k=1.0，由泛點負(fù)荷系數(shù)圖查得cf=0.128泛點率=-b 試%3 .45%100)6718. 0128. 01/()752. 00022. 036. 101. 415.80201. 4518. 0(泛點率=%8 .46

53、)785. 0128. 0178. 0(01. 415.80201. 4512. 0%100)78. 0(518. 0tfvlvakc依倆式算出泛點率均在 80以下，故知霧沫夾帶量能滿足 ev0.1 kg 液/kg 氣的要求同理算出其他回流比的總結(jié)果如下表：表 3-19 泛點率有關(guān)數(shù)據(jù)表rzl/mab/m2a 式泛點率/%b 式泛點率/%r10.7520.671845.346.8r20.910.96742.943.4r30.910.96747.448.3 3.6.43.6.4 塔板的負(fù)荷性能圖塔板的負(fù)荷性能圖 以 r1為例. 3.6.4.13.6.4.1 霧沫夾帶線霧沫夾帶線依據(jù)泛點率,001

54、.36100vmssllmvmfbvl zkc a精精精按泛點率=80%，代人數(shù)據(jù)化簡整理得：vs=-14.43ls+0.97,作出霧沫夾帶線(1)如附圖中 vsls圖所示。同理算出其他回流比 r2和 r3的霧沫夾帶線分別如下：vs=-17.48ls+1.75 和 vs=-17.48ls+1.75 3.6.4.23.6.4.2 液泛線液泛線依前可知 hp=hc+hi+h hd=hp+hl+hd hd(ht+hw)得：(ht+hw)= 由此式確定液泛線，忽略 h項。pldcildhhhhhhhh即：3/20202)3600(100084. 2)1 ()(153. 034. 5)(0wswwslv

55、wtllehhllguhh因 ht,hw、ho、lw、，把有關(guān)數(shù)據(jù)代人ndvuslv4/2000均為定值，且及、整理得液泛線： 017. 032. 159.519165. 03/222sllvss任意取四點坐標(biāo)如下：（0.001，0.973）,(0.005,0.847),(0.010,0.587),和（0.012，0.397）在 vs-ls 圖中作出液泛線（2） ，同理得出其他回流比 r2和 r3得液泛線如下：和0175. 017. 102.271068. 03/222sssllv0173. 017. 198.223068. 03/222sssllv 3.6.4.33.6.4.3 液體負(fù)荷上限

56、線液體負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時間不低于 3-5s，液體在降液管內(nèi)停留時間.=35s ，則3600ftha hlsmhalstf/0051. 05/45. 00566. 05/)(3max液相負(fù)荷上限線（3）在 vsls 圖中為與氣相流量 無關(guān)的垂線。同理得出其他回流比 r2和 r3得液體負(fù)荷上限線如下：和smls/0073. 0)(3maxsmls/0073. 0)(3max 3.6.4.43.6.4.4 漏夜線漏夜線對于 f1 型重閥，依據(jù) 計算，則005vfuvu/50又知020min4/nudvs則smndvvs/227. 001. 4576039. 0414. 3

57、543220min作氣相負(fù)荷下限線（4）同理得出其他回流比 r2和 r3得漏夜線如下：和smvs/352. 03minsmvs/352. 03min 3.6.4.53.6.4.5 液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷下限線取堰上液層上高度 how=0.006m 作為液相負(fù)荷下限條件，即=0.006m232.84()1000howwlhel從而計算出下限值，取 e=1.02則，smllws/00056. 0360066. 0)184. 21000006. 0(3600)184. 21000006. 0(32/32/3min依此作出液相負(fù)荷下限線(5)，該線為氣相流出無關(guān)的豎直線。同理得出其他回流比 r2和 r

58、3漏夜線如下： 和smls/00068. 03minsmls/00068. 03min 3.7.3.7.操作彈性計算操作彈性計算依附圖中的 r1 vs-ls 圖可知，由 ，得smls/0051. 03maxsmvs/843. 03max因 故 操作彈性=vsmax/vsmin=0.843/0.227=3.71smvs/227. 03min同理得出其他回流比 r2和 r3操作彈性分別如下：3.72 和 3.73四四. .熱平衡確定熱換器熱平衡確定熱換器 4.1.4.1.塔頂全凝器塔頂全凝器 以 r1=5.3 為例 4.1.14.1.1 熱負(fù)荷熱負(fù)荷 q qc c 以 1 秒鐘計算查手冊對應(yīng)的溫度

59、得:kgkjikgkjkgkcalivld/1067. 5/5 .135,/115/5 .272千克千卡塔頂kgkjkgkcalil/4 .167/40塔頂從氣相變?yōu)橐合?，溫度不變。skjiidrqlvc/1081. 0)4 .167567(32. 03 . 6)() 1(31塔底塔頂從液相變?yōu)橐合嗟?，溫度變化。skjiidrqldlc/1012. 0)1154 .167(32. 03 . 6)() 1(32塔頂故總的負(fù)荷skjqqqccc/93021同理得出其他回流比 r2和 r3的 qc如下：表 4-1 熱負(fù)荷表rqc1/kj/sqc2/kj/sqc/kj/sr1810120930r210

60、73.5140.81214.3r31194.3156.61350.9 4.1.24.1.2 傳熱面積傳熱面積 a a 4.1.2.14.1.2.1 求平均溫度求平均溫度mt 依以上可知 t塔頂（80.6） td(45) t2(45) t1(25) 35.4 20t故mt0 .2720/4 .35ln204 .35/ln1212tttt 4.1.2.24.1.2.2 k k 值選定值選定 因?qū)儆谝浩麄鳠?，故可?k=1000w/m2. 4.1.2.34.1.2.3 傳熱面積傳熱面積 a a 265 .340 .2710001093. 0mtkqamc同理得出其他回流比 r2和 r3的傳熱面積 a