化工原理課程設計苯—甲苯精餾塔設計

1、化 工 原 理課  程 設 計 任 務 書  學校：太原科技大學指導老師：班級：工藝0741姓名：學號： 苯甲苯精餾塔設計 目 錄一、摘要二、前言三、設計任務和條件四、設計計算（1）設計方案的確定（2）精餾塔的物料衡算 1、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)2、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量3、物料衡算（3）塔板數(shù)的確定 1、理論板n的確定2、實際板層數(shù)的求?。?）精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算1、操作壓力2、操作溫度3、平均摩爾質(zhì)量4、平均密度5、液相平均表面張力6、液相平均黏度五、精餾塔的塔體工藝尺寸

2、計算1、塔徑的計算2、精餾塔有效高度的計算 溢流裝置六、塔板主要工藝尺寸的計算1、溢流裝置的計算2、塔板布置及浮閥數(shù)目與排列七、塔板流體力學驗算1、氣相通過浮閥踏板的壓降2、淹塔 3、霧沫夾帶八、塔板負荷性能圖 1、霧沫夾帶線2、液泛線3、液相負荷上限線4、漏液線5、液相負荷下限線九、塔附件設計1、接管進料管2、法蘭3、筒體與封頭4、人孔十、提餾段的設計計算（一）精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算1、操作壓力2、操作溫度3、平均摩爾質(zhì)量4、平均密度5、液相平均表面張力6、液相平均黏度十一、精餾塔的塔體工藝尺寸計算1、塔徑的計算2、精餾塔有效高度的計算 溢流裝置十二、塔板主要工藝尺寸的計算1、

3、溢流裝置的計算2、塔板布置及浮閥數(shù)目與排列十三、塔板流體力學驗算1、氣相通過浮閥踏板的壓降2、淹塔 3、霧沫夾帶十四、塔板負荷性能圖 1、霧沫夾帶線2、液泛線3、液相負荷上限線4、漏液線5、液相負荷下限線十五、塔附件設計1、接管進料管2、法蘭3、筒體與封頭4、人孔十六、參考文獻十七、設計心得及設計過程的評述和討論一、摘 要塔設備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應用的氣液傳質(zhì)設備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結構型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔內(nèi)設置一定數(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

4、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，適應性強，操作彈性大；（5）結構簡單，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)應用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等關鍵字 精餾塔；浮閥塔；板式

5、精餾塔；化工生產(chǎn) 二、前  言 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)中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑的驅(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揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時時進行傳質(zhì)、傳熱的過程。 本次設計任務為設計一定處理量的精餾塔，實現(xiàn)苯甲苯的分離。精餾塔是大型的設備組裝件，分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔又有篩板塔、泡罩塔、浮閥塔等。鑒于設計任務的處理量不大，苯甲苯體系比較易于分離，待處理料液清潔的特

6、點，設計決定選用篩板塔。篩板塔是生產(chǎn)中最常用的板式塔之一。板式塔具有結構簡單，制造和維修方便，生產(chǎn)能力大，塔板壓降板效率較高等優(yōu)點。1、精餾及精餾流程精餾是多級分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程。因此可是混合物得到幾乎完全的分離。精餾可視為由多次蒸餾演變而來的。精餾操作廣泛用于分離純化各種混合物，是化工、醫(yī)藥、食品等工業(yè)中尤為常見的單元操作?；こ僧a(chǎn)中，精餾主要用于以下幾種目的:1)獲得餾出液塔頂?shù)漠a(chǎn)品；2)將溶液多級分離后，收集餾出液，用于獲得甲苯，氯苯等；3)脫出雜質(zhì)獲得純凈的溶劑或半成品，如酒精提純，進行精餾操作的設備叫做精餾塔。精餾過程中采用連續(xù)精餾流程，原料液經(jīng)預熱器加

7、熱到指定溫度后，送入精餾塔的進料板，在進料板上與自塔頂上部下降的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進行熱和質(zhì)的傳遞過程。操作時，連續(xù)地從再沸器取出部分液體作為塔底產(chǎn)品，部分汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中被全部冷凝，并將部分冷凝液用泵送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)冷卻器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。根據(jù)精餾原理可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，必須同時擁有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還有配原料液，預熱器、回流液泵等附屬設備，才能實現(xiàn)整個操作。2、.精餾的分類按操作方式可分為:間歇式和連續(xù)式，工業(yè)上大多數(shù)精餾過程都是采用

8、連續(xù)穩(wěn)定的操作過程?；ぶ械木s操作大多數(shù)是分離多組分溶液。多組分精餾的特點：1)能保證產(chǎn)品質(zhì)量，滿足工藝要求，生產(chǎn)能力大；2)流程短，設備投資費用少；3)耗能量低，收率高，操作費用低；4) 操作管理方便。 3、精餾操作的特點 從上述對精餾過程的簡單介紹可知，常見的精餾塔的兩端分別為汽化成分的冷凝和液體的沸騰的傳熱過程，精餾塔也就是一種換熱器。但和一般的傳熱過程相比，精餾操作又有如下特點：1)沸點升高 精餾的溶液中含有沸點不同的溶劑，在相同的壓力下溶液的蒸汽壓較同溫度下純?nèi)軇┑钠瘔旱?，使溶液的沸點高于醇溶液的沸點，這種現(xiàn)象稱為沸點的升高。在加熱汽化溫度一定的情況下，汽化溶液時的傳熱溫差必定小

9、于加熱純?nèi)軇┑募儨夭?，而且溶液的濃度越高，這種影響也越顯著。2)物料的工藝特性 精餾溶液本身具有某些特性，如某些物料在加入到溶液中時可與溶液中的某一組分或幾組分形成恒沸液等。如何利用物料的特性和工藝要求，選擇適宜的精流流程和設備是精餾操作彼此需要知道和必須考慮的問題。3)節(jié)約能源 精餾汽化的溶劑量較大，需要消耗較大的加熱蒸汽。如何充分利用熱量提高加熱蒸汽的利用率是精餾操作需要考慮的另一個問題。4.塔板的類型與選擇塔板是板式塔的主要構件，分為錯流式塔板和逆流式塔板兩類 ，工業(yè)應用以錯流式 塔板為主，常用的錯流式塔板有：泡罩塔板、篩孔塔板和浮閥塔板。我們應用的是浮閥塔板，因為它是在泡罩塔板和篩孔塔

10、板的基礎上發(fā)展起來的，它吸收了兩種塔板的優(yōu)點。它具有結構簡單，制造方便，造價低；塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大；由于閥片可隨氣量變化自由升降，故操作彈性大，因上升氣流水平吹入液層，氣液接觸時間較長，故塔板效率較高。三、設計任務和條件1年處理含苯35%質(zhì)量分數(shù)，下同的苯甲苯混合液3.8萬噸。2產(chǎn)品苯含量不低于95%。3殘液中苯含量不高于4%。4操作條件精餾塔的塔頂壓力 4kpa表壓進料狀態(tài) 40冷夜回流比 2.33加熱蒸汽壓力 101.325kpa表壓單板壓降 不大于0.70kpa表壓全塔效率 et=52%5設備型式 浮閥塔f1型6廠址 太原地區(qū)7設備工作日 300天年，24h連續(xù)運行8太原地區(qū)夏天水

11、溫 16189太原地區(qū)的當?shù)卮髿鈮?92kpa絕壓四、 設計計算一設計方案的確定本設計任務為分離苯和甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用常壓下的連續(xù)精餾裝置。本設計采用過冷液體進料，通過管路進入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液再泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送入儲罐。該物系是易分離物系，最小回流比比較小，操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔夫采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。二精餾塔的物料衡算1、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)苯的摩爾質(zhì)量 =78kgkmol甲苯的摩爾質(zhì)量 =92kgkmol原料液的輕組分分別為： = 2、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)物的

12、平均摩爾質(zhì)量 =0.41×78+0.69×92=31.98+54.28=86kgkmol =0.96×78+0.04×92=74.88+3.68=79kgkmol = 0.047×78+0.953×92=3.666+87.676=91kgkmol3、物料衡算 即：=38000000300×24×79+ ×0，41=38000000300×24×79×0.96+×0.047 解之得=168.4kmolh =101.6kmolh =66.8kmolh一、 塔板數(shù)的確定1

13、、 理論板層數(shù)的確定t80.184889296102104108110.6x10.8160.6510.5040.8730.2560.1520,0570y10.9190.8250.7170.5940.4550.3000.1250又苯、甲苯為理想物系。由p75表10-3取=2.6+2.352=2.475對應則=0.63泡點=94露點t=95又=0.41×1.704+0.59×1.70=0.69864=1.70將物料液由40升至94所需要的熱量q= =86×1.70×=7894.8kjkmol再將飽和液體升溫至飽和蒸汽所需熱量q=32450.5kjkmol則q

14、=1.24則q線斜率k=5.171、 求最小回流比及操作回流比平衡線：y=q線： y=5.17x-1.71以上兩式聯(lián)立解得：x=0.4 y=0.62故=0.340.22=1.55實際操作回流比r=1.55=2.332、 求精餾塔的氣液負荷=2.33×66.8=155.6kkmolh=2.33+1×66.8222.4kmolh3、 圖解法求理論版層數(shù)假設et=0.52，則=14.其中=8，進料版=7.實際板數(shù)的求取精餾段的實際板數(shù)=60.52=11.5=12 =80.52=15.3=15總實際板層數(shù)n=n+n =12+15=27五、 精餾塔的工藝條件及相關性質(zhì)數(shù)據(jù)的計算1、

15、壓強：塔頂壓力=92+4=96lpa 每層塔板的壓降p=0.7kpa 進料板壓降=96+0.7×12=104.4kpa 精餾段的平均壓降=94+104.42=100.2kpa 塔底壓力p=pd+0.7×27=114.9kpa2、溫度：t塔頂塔底進料版x0.960.0470.41x0.040.9530.59物質(zhì)abc苯6.030551211.033220.79甲苯6.079541344.8219.482塔頂、塔底、進料板的溫度用試差法求之：塔頂溫度：假設=79.2則=6.03055=6.030554.03691=1.99 =6.07954=6.079544.50245=1.5

16、8 =0.96×97.70.04×38.095.312kpa 此時與實際壓強相差無幾，所以=79.4進料板溫度：假設=96則=6.03055=6.030553.82282=2.21 =6.07954=6.079544.26268=1.82 =0.41×162.20.59×66.1=105.4kpa 誤差太大，不符。 假設=97則=6.03055=6.030553.81080=2.22 =6.07954=6.079544.249211.83 pf=0.41×1660.59×67.6=68.0639.9=107.9kpa* 誤差太大，不符

17、。 假設=95.6,=6.03055=6.030553.82766=2.2 =6.07954=6.079544.26809=1.81 pf=0.41×158.50.59×64.6=64.98538.114103kpa 此時與實際壓強相差無幾，所以td=95.7塔底溫度：假設t=113則=6.03055=6.030553.62813=2.40 =6.07954=6.079544.04474=2.03 =0.047×251.20.953×107.2=11.8102.2=114kpa 此時與實際壓強相差無幾，所以td=113故精餾段的平均溫度tm=79.495

18、.772=87.553、 塔頂塔底的相對揮發(fā)度 塔頂： =6.03055=6.030554.03422=2 =6.07954=6.079544.49943=1.58 = 塔底：=6.03055=6.030553.62813=2.42 =6.07954=6.079544.04473=2.03 = 則全塔的平均相對揮發(fā)度=2.484、 液相平均粘度10=x10 塔頂液相平均粘度：由=79.4查附錄4得=0.31mpa·s =0.3mpa·s 則=0.96×0.310.047×0.3=0.29760.012=0.310mpa·s進料板液相平均粘度：由

19、t=95.7查附錄4得=0.27mpa·s =0.26mpa·s 則=0.41×0.270.59×0.260.11070.1574=0.264mpa·s塔底液相平均粘度：由t=113查附錄4得=0.21mpa·s =0.20mpa·s 則=0.047×0.210.953×0.2=0.009870.1906=0.2mpa·s全塔平均=0.310.2640.23=0.2585、 校核塔板效率=0.49×0.258×2.48=0.5476、 平均摩爾質(zhì)量塔頂氣液混合物的平均摩爾質(zhì)量

20、有x=y=0.96，所以x=0.907 =0.96×780.04×9274.883.68=78.56kmol =0.907×780.093×9270.7468.55679.3kmol進料板氣液混合物平均摩爾質(zhì)量 m=0.41×780.59×9231.9854.2886.26kmol精餾段氣液混合物的平均摩爾質(zhì)量 m=78.56kmol m=79.386.262=82.78kmol氣液相的平均密度1 氣相平均密度pv=nrt =2.62kg2 液相平均密度：由=79.4查得=810 kg，=795 kg =10.968100.04795

21、=10.0011850.00005=809.72kg3 進料板液相平均密度：由t=95.7查的=795 kg， =790kg =10.357950.65790=10.000440.00082=793.7kg精餾段液相平均密度=809.3793.72=801.5 kg8、 液相平均表面張力液相平均表面張力計算公式；=塔頂液相平均表面張力由=79.4，查附錄四得=21.4×10nm =22.0×10 nm =0.96×21.40.04×22=20.5440.88=21.42×10 nm進料板液相平均表面張力;由t=95.7查附錄四可得=20.0&#

22、215;10nm =21.0×10 nm =0.41×200.59×21=8.212.39=20.59×10 nm精餾段液相平均液相張力=21.4220.592=21.0×10 nm 六、 精餾塔的塔體工藝尺寸的計算精餾段的氣液相體積流率為q=222.4×78.563600×2.62=1.852 q=155.6×82.783600×809.3=0.0044c由式340求取，其中c由圖33查取，圖中橫坐標為 =0.0418取板間距=0.45m，板上液層高度h=0.05m則h=0.450.05=0.4m查圖3

23、3得c=0.085 c= c=0.085×2120=0.086 u= c=0.086=1.51ms取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為u=0.6×1.51=0.905 ms2）塔徑d=1.61按標準圓整塔徑為d=1.8m塔截面積為a=2.54實際空塔氣速u=0.729ms2、 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為 =12-1×0.45=4.95m提留段有效高度為 z=151×0.456.3m在進料板處及提流段各開一個小孔，其高度均為0.8m，故精餾塔的有效高度為 z=+0.8×2=4.95+6.3+1.6=12.85m七、 塔板主要工藝尺寸的計算1

24、、 溢流裝置的計算因塔徑d=1.8m2m，可選用單溢流形弓形降液管，采用凹形受液盤，各項計算如下;1) 堰長l取l=0.66d=0.66×1.8=1.188m2) 溢流堰高度h=hh選用平直堰，堰上液層高度h=近似取e=1，則h=0.016m取板上液層高度h=0.05m，故hh=0.050.016=0.034m3）弓形降液管寬度w及截面積a，由，查圖35可得,.故a=0.0722a=0.0722×2.540.183 w=0.124d=0.124×1.8=0.2232m依式341驗算液體在降液管中的停留時間，即 =故降液管合理。4)降液管，計算公式h=0.0463m

25、又0.05hh0.1h即0.034h0.984故取h=0.53，此時滿足條件。2、 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列取閥孔動能因數(shù)f=9，用式347求空速u，即 u=5.56ms依式348求每層塔板上的浮閥數(shù)，即 n=279取邊緣區(qū)寬度w=0.05m，破沫區(qū)寬度w=0.08m，依式345計算鼓泡區(qū)面積即 a=r=d2=1.820.05=0.85mx=d2w=1.820.22320.08=0.5968ma=0.742浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排得孔心距t=75mm=0.075m，則可按下式估算排間距t=若閥的空動能因數(shù)f=12，用式347求空速u即 u=ms依式348求每層塔板上的浮閥數(shù)，

26、即 n=取邊緣區(qū)寬度w=0.05m，破沫區(qū)的寬度ws=0.1m，依式345計算鼓泡區(qū)的面積a=r=d2w=1.820.05=0.85mx=d2wdws=1.820.22320.1=0.57768ma=0.742浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排得孔心距t=75mm=0.075m，則可按下式估算排間距t=塔層采用分塊室塔板，按孔心距t=75mm，板間距t=40mm，以等腰三角形叉排方式作圖。鑒于塔的直徑很大，可按孔心距t=75mm，板間距t=80mm，得實際的浮閥數(shù)目n=262個。按n=262重新核算孔速即閥的動能因數(shù)： u=msf=u=5.92×=9.58閥孔動能因數(shù)變化不是

27、很大，仍在912的范圍里，故設計合理。塔板開孔率=八、 塔板流體力學驗算1、 氣相通過浮閥塔板的壓降可根據(jù)式349計算塔板壓降，即h=h+1） 干板阻力 由式352先計算臨界空速，即u=ms 因uu，故h可按式350計算，即h=m2） 板上充氣液層阻力h 本設計分離本和甲苯的混合液，即液相為碳氫化合物。故可取充氣系數(shù)=0.5.依式353計算。即h=h=0.5×0.05=0.025m3）克服表面張力所造成的阻力h。因本設計采用浮閥塔，其h很小，可忽略不計。因此氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降相當于液柱高度為：h=0.034+0.025=0.059m 單板壓降2、 淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，

28、要求控制降液管中液層高度hh+h。h可用下式計算，即h=1） 與氣體通過降液管的壓降相當?shù)囊褐叨萮=0.059m2） 液體通過降液管的壓頭損失h因不設進口堰，故可按式362計算。即 h=0.153×3） 板上液層高度 取h=0.05m 因此，h=0.059+0.00098+0.05=0.11m取=0.5 ，h=0.45m，h=0.034m 則h+ h=0.5×0.45+0.034=0.242m 可見hh+ h，符合防止淹塔的要求，故設計合理。3、 霧沫夾代按式358及式359計算泛點率f板上液體流徑長度z=d2w=1.82=1.35 36m板上液流面積a=2.542=2.

29、174m苯和甲苯可按正常系統(tǒng)，按表33取物性系數(shù)k=1.0，又由圖310查的泛點負荷系數(shù)c=0.112,將以上數(shù)值帶入358得 f= = = =46.9又按式359計算泛點率，得 f= = = =55.9計算出的泛點率都在80以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足0.1kg液kg氣的需求。九、 塔板負荷性能圖1、 霧沫夾帶線按式358作出，即f=對于一定的物系及一定的塔板結構，式中均為已知的值，相應與0.1的泛點率上限值亦可確定，將已知數(shù)據(jù)帶入上式，便得出qq的關系式。據(jù)此作出霧沫夾帶線按泛點率=80計算如下： 即q=霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個q值，依上式算出相應的q值列與附表中。 霧沫

30、夾帶線數(shù)據(jù) qs0.0010.002qs3.373.342、 液泛線由h+ h=確定液泛線忽略式中的h項，將式362 式342 式350 式351及h=帶入上式可得到： h+ h =物系一定，塔板構結尺寸一定，則等均為定值，而u與q又有如下關系。即 u=式中閥孔數(shù)與孔徑d亦為定值，因此，可將上式簡化得： q=21.9-309.1q-99.2在操作范圍內(nèi)任取若干個q值，依上式算出相應的q值列于下表 液泛線數(shù)據(jù)qs0.00050.0010.0020.004qs4.614.574.514.41 3、 液相符合上限線液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于35s，依式341知液體在降液管的停留時間

31、為 =35s求出上限液體流量q值（常數(shù)），在qq圖上，液相符合上限線為與氣體流量q無關的豎直線。以=5s作為液體在降液管中停留時間為下限，則 （ q）=m4、 漏夜線對于f型重閥依f=u=5計算，則u=又知q=式中d，n,均為已知數(shù)。故由此式可求出氣相負荷q的下限值。據(jù)此作出與液相流量無關的水平漏夜線。以f=5作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則（q）=0.97 m5、 液相負荷下限線 取堰上液層高度作為液相負荷下限條件，依下列的計算式 6、 計算出q的下限值，依次作出液相負荷下限線。該線與氣相流量無關的豎直線。 取e=1則 m根據(jù)本題附表1，附表2以及式3式5可分別作為塔板符合性能圖上的15共5條

32、線。由塔板符合性能圖可以看出：1） 在任務規(guī)定的氣液負荷下的操作點a（設計點），處在適宜操作區(qū)域內(nèi)的適中位置。2） 踏板的氣液負荷上限完全由霧沫夾帶控制。按照固定的液氣比，由附圖2查出塔板的氣相負荷上限 m， m，所以操作彈性=將計算結果匯總于附表3中 附表3 浮閥塔板工藝設計結果項目數(shù)值及說明備注塔徑dm1.8 分塊式塔板等腰三角形叉排指同一橫排的孔心距。指相鄰兩橫排的中線的距離。霧沫帶控制漏液控制 板間距hm0.45塔板型式單溢流形，弓形降液管空塔氣速ums0.729堰長m1.188堰高0.034板上液層高度0.05降液管底隙高度0.0463浮閥數(shù)262閥孔氣速ums7.41閥孔動能因數(shù)9

33、.58臨界閥孔氣速6.022孔心距0.075排間距0.08單板壓降700液體在降液管內(nèi)的停留時間18.72降液管內(nèi)清液層高度0.11泛點率46.9氣相負荷上限3.09氣相負荷下限0.97操作彈性3.18十、提餾段設計計算：1、提餾段的氣液負荷故提餾段的操作線方程為 = =1.316由塔底可知，又此時故塔底氣液混合物的平均摩爾質(zhì)量 =0.109kmol =0.097kmol進料板氣液混合物平均摩爾質(zhì)量 由圖解理論板（附圖1）可得，查平衡曲線得 =kmol=0.4kmol提餾段氣液混合物的平均摩爾質(zhì)量 =（90.5+82.3）2=86.4kmol =90.6+86.42=88.5kmol2、液相平

34、均粘度10=xi10進料板液相平均粘度：由=95.7查附錄4得=0.27mpa·s =0.26mpa·s 則=0.41×0.270.59×0.260.11070.1574=0.264mpa·s塔底液相平均粘度：由=113查附錄4得=0.21mpa·s =0.20mpa·s 則=0.047×0.210.953×0.2=0.009870.1906=0.2mpa·s全塔平均=0.310.2640.23=0.258提餾段平均黏度為2=0.23 m·s3、氣液相的平均密度4 氣相平均密度pv=n

35、rt =kg5 液相平均密度：由查得=735kg，=745 kg =kg6 進料板液相平均密度：由=95.7查的=795 kg，=790kg =10.357950.65790=10.000440.00082=793.7kg精餾段液相平均密度=738.6793.72=766.2 kg4、液相平均表面張力液相平均表面張力計算公式；=xi塔底液相平均表面張力由，查附錄四得=18.1×10nm =18.7×10 nm =0.047×10 nm進料板液相平均表面張力;由=95.7查附錄四可得=20.0×10nm =21.0×10 nm =0.41

36、5;200.59×21=8.212.39=20.59×10 nm精餾段液相平均液相張力=18.6720.592=19.63×10 nm 十一、提餾塔的塔體工藝尺寸的計算1、 塔徑的計算1） 最大空塔氣速和空塔氣速。最大空塔氣速得計算公式：提餾段的氣液相體積流率為q=2.04 q=c由式340求取，其中c由圖33查取，圖中橫坐標為 取板間距ht=0.45m，板上液層高度h=0.05m則hth=0.450.05=0.4m查圖33得c=0.08 c= c=0.08×19.0320=0.0797 u= c=0.0797ms取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為u=0.

37、6u=0.6 ms2）塔徑d=按標準圓整塔徑為d=2.0m塔截面積為a=3.14實際空塔氣速u=0.650ms十二、塔板主要工藝尺寸的計算3、 溢流裝置的計算因塔徑d=2m，可選用單溢流形弓形降液管，采用凹形受液盤，各項計算如下;3) 堰長 取=0.66d=0.66×2=1.32m4) 溢流堰高度h=hh選用平直堰，堰上液層高度h=近似取e=1，則h=0.0274m取板上液層高度h=0.05m，故hh=0.050.0274=0.0226m3）弓形降液管寬度w及截面積a，由，查圖35可得,.故a=0.0722a=0.0722×3.140.227 w=0.124d=0.124&

38、#215;2=0248m依式341驗算液體在降液管中的停留時間，即 =故降液管合理。4）降液管底隙高度h計算公式如下：h=m故降液管底隙高度設計合理，此時滿足條件。4、 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列取閥孔動能因數(shù)f=10，用式347求空速u，即 u=5.69ms依式348求每層塔板上的浮閥數(shù)，即 n=取邊緣區(qū)寬度w=0.06m，破沫區(qū)寬度w=0.07m，依式345計算鼓泡區(qū)面積即 a=r=d2=220.06=0.94mx=d2wdws=220.248+0.07=0.682ma=0.857浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排得孔心距t=75mm=0.075m，則可按下式估算排間距t=由于塔的直

39、徑很大，可按照同一橫排孔心距t=75mm，板間距t=80mm，以等腰三角形叉排方式作圖可得閥數(shù)n=384個按n=384重新核算孔速及閥的動能因數(shù) u= f=此時閥的動能因數(shù)不在規(guī)定的范圍里，故可在適當減少閥的數(shù)目按n=320重新核算： u= f=此時閥孔動能因數(shù)在912范圍內(nèi)，符合條件。塔板流體力學驗算塔板開孔率=十三、塔板流體力學驗算4、 氣相通過浮閥塔板的壓降可根據(jù)式349計算塔板壓降，即h=h+3） 干板阻力 由式352先計算臨界空速，即u=ms 因uu，故h可按式350計算，即h=m4） 板上充氣液層阻力h 本設計分離本和甲苯的混合液，即液相為碳氫化合物。故可取充氣系數(shù)=0.5.依式3

40、53計算。即h=h=0.5×0.05=0.025m3）克服表面張力所造成的阻力h。因本設計采用浮閥塔，其h很小，可忽略不計。因此氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降相當于液柱高度為：h=0.035+0.025=0.06m 單板壓降5、 淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中液層高度h+h?？捎孟率接嬎?，即=1） 與氣體通過降液管的壓降相當?shù)囊褐叨萮=0.06m2） 液體通過降液管的壓頭損失h因不設進口堰，故可按式362計算。即 h=0.153×3） 板上液層高度 取h=0.05m 因此，=0.06+0.00098+0.05=0.11098m取=0.5 ，h=0.45m，h=0

41、.0226m 則h+ h=0.5×0.45+0.0226=0.236m 可見h+ h，符合防止淹塔的要求，故設計合理。6、 霧沫夾代按式358及式359計算泛點率f板上液體流徑長度z=d2w=1.82=1.504m板上液流面積a=30142=2.686m苯和甲苯可按正常系統(tǒng)，按表33取物性系數(shù)k=1.0，又由圖310查的泛點負荷系數(shù)c=0.112,將以上數(shù)值帶入358得 f= = =48.5又按式359計算泛點率，得 f= = =44.9計算出的泛點率都在80以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足0.1kg液kg氣的需求。十四、塔板符合性能圖7、 霧沫夾帶線按式358作出，即f=對于一定的物

42、系及一定的塔板結構，式中均為已知的值，相應與0.1的泛點率上限值亦可確定，將已知數(shù)據(jù)帶入上式，便得出qq的關系式。據(jù)此作出霧沫夾帶線按泛點率=80計算如下： 即q=霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個q值，依上式算出相應的q值列與附表中。 霧沫夾帶線數(shù)據(jù) qs0.0010.002qs3.963.938、 液泛線由h+ h =確定液泛線忽略式中的h項，將式362 式342 式350 式351及h=帶入上式可得到： h+ h =物系一定，塔板構結尺寸一定，則等均為定值，而u與q又有如下關系。即 u=式中閥孔數(shù)與孔徑d亦為定值，因此，可將上式簡化得： 0.2021=0.007519q+8.118

43、5q+0.8316在操作范圍內(nèi)任取若干個q值，依上式算出相應的q值列于下表 液泛線數(shù)據(jù)qs0.00050.0010.0020.004qs5.125.085.014.91 9、 液相符合上限線液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于35s，依式341知液體在降液管的停留時間為 =35s求出上限液體流量q值（常數(shù)），在qq圖上，液相符合上限線為與氣體流量q無關的豎直線。以=5s作為液體在降液管中停留時間為下限，則 （ q）=m10、漏夜線對于f型重閥依f=u=5計算，則u=又知q=式中d，n,均為已知數(shù)。故由此式可求出氣相負荷q的下限值。據(jù)此作出與液相流量無關的水平漏夜線。以f=5作為規(guī)定氣體

44、最小負荷的標準，則（q）=1.09 m11、液相負荷下限線 取堰上液層高度作為液相負荷下限條件，依下列的計算式 12.計算出q的下限值，依次作出液相負荷下限線。該線與氣相流量無關的豎直線。 取e=1則 m根據(jù)本題附表1，附表2以及式3式5可分別作為塔板符合性能圖上的15共5條線。由塔板符合性能圖可以看出：3） 在任務規(guī)定的氣液負荷下的操作點a（設計點），處在適宜操作區(qū)域內(nèi)的適中位置。4） 踏板的氣液負荷上限完全由霧沫夾帶控制。按照固定的液氣比，由附圖2查出塔板的氣相負荷上限m， m，所以操作彈性=將計算結果匯總于附表3中 附表3 浮閥塔板工藝設計結果項目數(shù)值及說明備注塔徑dm2.0 分塊式塔板等腰三角形叉排指同一橫排的孔心距。指相鄰兩橫排的中線的距離。霧沫帶控制漏液控制 板間距hm0.45塔板型式單溢流形，弓形降液管空塔氣速ums0.7512堰長m1.32堰高0.0226板上液層高度0.05降液管底隙高度0.0104浮閥數(shù)320閥孔氣速ums7.41閥孔動能因數(shù)9.38臨界閥孔氣速5.660孔心距0.075排間距0.08單板壓降700液體在降液管內(nèi)的停留時間9.29降液管內(nèi)清液層高度0.1109