精餾塔課程設(shè)計(jì)-年產(chǎn)3萬噸氯苯精餾塔的設(shè)計(jì)

1、 大慶師范學(xué)院大慶師范學(xué)院化工原理化工原理課程設(shè)計(jì)說明書課程設(shè)計(jì)說明書設(shè)計(jì)題目設(shè)計(jì)題目 年產(chǎn) 3 萬噸氯苯精餾塔的設(shè)計(jì) 學(xué)生姓名學(xué)生姓名 指導(dǎo)老師指導(dǎo)老師 學(xué)學(xué) 院院 化學(xué)化工學(xué)院 專業(yè)班級(jí)專業(yè)班級(jí) 07 化工 1 班 完成時(shí)間完成時(shí)間 2010 年 7 月 1 日 2化工原理化工原理課程設(shè)計(jì)成績?cè)u(píng)定表課程設(shè)計(jì)成績?cè)u(píng)定表評(píng)定基元評(píng)審要素評(píng)審內(nèi)涵滿 分指導(dǎo)教師實(shí)評(píng)分評(píng)閱教師實(shí)評(píng)分格式規(guī)范設(shè)計(jì)說明書是否符合規(guī)定的格式要求5內(nèi)容完整設(shè)計(jì)說明書是否包含所有規(guī)定的內(nèi)容5設(shè)計(jì)方案方案是否合理及符合選定題目的要求10設(shè)計(jì)說明書40%工藝計(jì)算過 程工藝計(jì)算過程是否正確、完整和規(guī)范20圖紙規(guī)范圖紙是否符合規(guī)范5

2、標(biāo)注清晰標(biāo)注是否清晰明了5與設(shè)計(jì)吻合圖紙是否與設(shè)計(jì)計(jì)算的結(jié)果完全一致10設(shè)計(jì)圖紙40%圖紙質(zhì)量設(shè)計(jì)圖紙的整體質(zhì)量的全面評(píng)價(jià)20上課出勤上課出勤考核5平時(shí)成績10%制圖出勤制圖出勤考核5內(nèi)容表述答辯表述是否清楚5答辯成績10%回答問題回答問題是否正確5合計(jì)100綜合成績 成績等級(jí) 指導(dǎo)教師 評(píng)閱教師 答辯小組負(fù)責(zé)人(簽 名) (簽 名) (簽 名)年 月 日 年 月 日 年 月 日說明: 評(píng)定成績分為優(yōu)秀(90-100)，良好(80-89)，中等(70-79)，及格（60-69）和不及格(60)。3大慶師范學(xué)院本科學(xué)生化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書設(shè)計(jì)題目 苯氯苯精餾塔的設(shè)計(jì) 系（院） 、專業(yè)、年級(jí) 化

3、學(xué)化工系 化學(xué)工程與工藝 07 化工（一）班 學(xué) 生 姓 名 學(xué)號(hào) 200701030586 指導(dǎo)教師姓名 下發(fā)日期 2010/6/21 任務(wù)起止日期： 2010 年 6 月 21 日 至 2010 年 7 月 20 日設(shè)計(jì)條件：1、處理量：3000（噸/年）2、料液濃度（wt%）：40%3、產(chǎn)品濃度（wt%）：96%4、易揮發(fā)組分回收率：98%5、每年實(shí)際生產(chǎn)時(shí)間（小時(shí)/年）7200 小時(shí)6、回流比：R=2Rmin操作條件：1、塔頂壓強(qiáng)：4Kpa（表壓）2、進(jìn)料熱狀況：飽和蒸汽進(jìn)料3、單板壓降不大于 0.7Kpa4、廠址：大慶地區(qū)設(shè)計(jì)任務(wù)：完成精餾塔的工藝設(shè)計(jì)，有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)和選型，繪制

4、塔板負(fù)荷性能圖、精餾塔系統(tǒng)工藝流程圖，編寫設(shè)計(jì)說明書。 任務(wù)下達(dá)人（簽字）教研室主任：4任務(wù)接受人（簽字）年 月 日目 錄化工原理化工原理課程設(shè)計(jì)說明書課程設(shè)計(jì)說明書 .1 1第一節(jié)第一節(jié) 概概 述述 .6 61.1 精餾操作對(duì)塔設(shè)備的要求.61.2 板式塔類型 .71.2.1 篩板塔 .71.2.2 浮閥塔 .71.2.3 泡罩塔 .81.3 精餾塔的設(shè)計(jì)步驟 .8第二節(jié)第二節(jié) 設(shè)計(jì)方案的確定設(shè)計(jì)方案的確定 .9 92.1 操作條件的確定 .92.1.1 操作壓力 .92.1.2 進(jìn)料狀態(tài).102.1.3 加熱方式 .102.1.4 冷卻劑與出口溫度 .102.1.5 熱能的利用 .102.

5、2 確定設(shè)計(jì)方案的原則 .102.2.1 滿足工藝和操作的要求.112.2.2 滿足經(jīng)濟(jì)上的要求.112.2.3 保證安全生產(chǎn).11第三節(jié)第三節(jié) 板式精餾塔的工藝計(jì)算板式精餾塔的工藝計(jì)算 .11113.1 精餾塔的物料衡算 .123.1.1 全塔物料衡算.123.1.2 料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率 .133.1.3 平均摩爾質(zhì)量 .133.1.4 物料衡算 .1353.2.1 理論塔板數(shù)TN的求取 .143.2.2 實(shí)際塔板數(shù)N.153.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算 .163.3.1 操作壓強(qiáng).163.3.2 溫度.163.3.3 平均摩爾質(zhì)量.163.3.4 平均密度計(jì)算.1

6、73.3.5 液體表面張力的計(jì)算.183.3.6 液體粘度的計(jì)算.183.4 氣液負(fù)荷計(jì)算 .193.4.1 精餾段： .193.4.2 提餾段： .193.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 .193.5.1 塔徑的計(jì)算.193.5.2 精餾塔有效高度的計(jì)算.21第四節(jié)第四節(jié) 板式塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算板式塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算 .22224.1 溢流裝置 .224.1.1 溢流堰長wl： .224.1.2 溢流堰高度Wh：.224.1.3 弓形降液管的寬度dW與截面積fA：.224.1.4 降液管底隙高度oh： .234.2 塔板布置.234.2.1 塔板的分塊 .234.2.2 邊緣區(qū)寬度確定 .

7、234.2.3 開孔區(qū)面積計(jì)算 .244.2.4 篩孔計(jì)算及其排列：.24第五節(jié)第五節(jié) 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 .25255.1 塔板壓降 .255.1.1 干板阻力ch的計(jì)算： .255.1.2 氣體穿過液層的阻力lh：.2565.1.3 液體表面張力的阻力h的計(jì)算：.265.2 液面落差 .265.3 霧沫夾帶量ve的驗(yàn)算.265.4 漏液 .265.5 液泛 .27第六節(jié)第六節(jié) 塔板負(fù)荷性能圖塔板負(fù)荷性能圖 .28286.1 精餾段 .286.1.1 漏液線（1） .286.1.2 霧沫夾帶線（2） .286.1.3 液相負(fù)荷下限線（3）.296.1.4 液相負(fù)荷上限線（4

8、）：.296.1.5 液泛線（5）.306.2 提餾段 .326.2.1 漏液線（1） .326.2.2 霧沫夾帶線（2） .326.2.3 液相負(fù)荷下限線（3）.336.2.4 液相負(fù)荷上限線（4）：.336.2.5 液泛線（5）.34第七節(jié)第七節(jié) 精餾裝置的附屬設(shè)備精餾裝置的附屬設(shè)備 .36367.1 回流冷凝器.367.2 管殼式換熱器的選型.367.1.1 管殼式換熱器結(jié)構(gòu) .367.1.2 選用要點(diǎn) .367.3 再沸器.37精餾塔設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表精餾塔設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表 .3838設(shè)計(jì)結(jié)果分析與討論設(shè)計(jì)結(jié)果分析與討論 .3939參考文獻(xiàn)參考文獻(xiàn) .4040后記及其他后記及其他 .4141

9、7第一節(jié) 概 述1.1 精餾操作對(duì)塔設(shè)備的要求 精餾所進(jìn)行的是氣(汽)、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣(汽)、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣(汽)、液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設(shè)備還得具備下列各種基本要求：（1） 氣(汽)、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時(shí)，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。（2） 使氣、液兩相充分接觸，適當(dāng)湍動(dòng)，以提供盡可能大的傳質(zhì)面積和傳質(zhì)系數(shù)，接觸后兩相又能及時(shí)完善分離。（3） 在塔內(nèi)使氣液兩相具有最大限度的接近逆流，以提供最大的傳質(zhì)推動(dòng)力。1.2 板式塔類型氣液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾

10、操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。板式塔為逐級(jí)接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動(dòng)舌形塔和浮動(dòng)噴射塔等多種。1.2.1 篩板塔篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有：（1）結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的 60，為浮閥塔的 80左右。8（2） 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加 1015。（3）塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。（4）壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低 30左右。 篩板塔的缺點(diǎn)是：（1）塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。（2）操作彈性較小(約 23)。（3）小孔篩板容

11、易堵塞。1.2.2 浮閥塔浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它主要的改進(jìn)是取消了升氣管和泡罩，在塔板開孔上設(shè)有浮動(dòng)的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用，是因?yàn)樗哂邢铝刑攸c(diǎn)：（1）處理能力大（2）操作彈性大（3）塔板效率高（4）壓力降?。?）造價(jià)低其缺點(diǎn)是閥孔易磨損，閥片易脫落。浮閥的形式有很多，目前常用的浮閥形式有 F1 型和 V-4 型，F(xiàn)1 型浮閥的結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，節(jié)省材料，性能良好。F1 型浮閥又分為輕閥和重閥兩種。V-4 型浮閥其特點(diǎn)是閥孔沖成向下彎曲的文丘里型，以減小氣體通過塔板的壓強(qiáng)降，閥片除腿部相應(yīng)加長外，其

12、余結(jié)構(gòu)尺寸與 F1 型輕閥無異，V-4 型閥適用于減壓系統(tǒng)。1.2.3 泡罩塔泡罩塔是歷史悠久的板式塔，長期以來，在蒸餾、吸收等單元操作使用的設(shè)備中曾占有主要的地位，泡罩塔具有一下優(yōu)點(diǎn)：（1）.操作彈性大（2）.無泄漏（3）.液氣比范圍大（4）.不易堵塞，能詩云女冠多種介質(zhì)9泡罩他的不足之處在于結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價(jià)高、安裝維修方便以及氣相壓力降較大。1.3 精餾塔的設(shè)計(jì)步驟 本設(shè)計(jì)按以下幾個(gè)階段進(jìn)行：（1）設(shè)計(jì)方案確定和說明。根據(jù)給定任務(wù)，對(duì)精餾裝置的流程、操作條件、主要設(shè)備型式及其材質(zhì)的選取等進(jìn)行論述。（2）蒸餾塔的工藝計(jì)算，確定塔高和塔徑。（3）塔板設(shè)計(jì)：計(jì)算塔板各主要工藝尺寸，進(jìn)行流體力學(xué)校核

13、計(jì)算。接管尺寸、泵等，并畫出塔的操作性能圖。（4）管路及附屬設(shè)備的計(jì)算與選型，如再沸器、冷凝器。（5）抄寫說明書。（6）繪制精餾裝置設(shè)備圖。10第二節(jié) 設(shè)計(jì)方案的確定2.1 操作條件的確定確定設(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、余熱利用方案以及安全、調(diào)節(jié)機(jī)構(gòu)和測(cè)量控制儀表的設(shè)置等。下面結(jié)合課程設(shè)計(jì)的需要，對(duì)某些問題作些闡述。2.1.1 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。一般，除熱敏性系外

14、，凡通過常壓蒸餾能夠?qū)崿F(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的物系，都應(yīng)采用常壓蒸餾；對(duì)于熱敏物系或者混合物泡點(diǎn)過高的物系，則宜采用減壓蒸餾；對(duì)常壓下餾出物的冷凝溫度過低的物系，需提高塔壓或者采用深井水。冷凍鹽水作為冷卻劑；而常壓下呈氣態(tài)的物系必須采用加壓蒸餾。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(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。2.1.3 加熱方式蒸餾釜的加熱方式通常采

15、用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時(shí)也可采用直接蒸汽加熱。若塔底產(chǎn)物近于純水，而且在濃度稀薄時(shí)溶液的相對(duì)揮發(fā)度較大(如酒精與水的混合液)宜用直接蒸氣回加熱，其優(yōu)點(diǎn)是可以得用壓力較低的加熱蒸汽以節(jié)省操作費(fèi)用，并省掉間接加熱設(shè)備。但由于直接蒸汽的加入，對(duì)釜內(nèi)溶液起一定稀釋作用，在進(jìn)料條件和產(chǎn)品純度、輕組分收率一定的前提下，釜液濃度相應(yīng)降低，故需要在提餾段增加塔板以達(dá)到生產(chǎn)要求。112.1.4 冷卻劑與出口溫度冷卻劑的選擇由塔頂蒸汽溫度決定。如果塔頂蒸汽溫度低，可選用冷凍鹽水或深井水作冷卻劑。如果能用常溫水作冷卻劑，是最經(jīng)濟(jì)的。2.1.5 熱能的利用精餾過程是組分反復(fù)汽化和反復(fù)冷凝的過程，耗能較多，如何

16、節(jié)約和合理地利用精餾過程本身的熱能是十分重要的。2.2 確定設(shè)計(jì)方案的原則確定設(shè)計(jì)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(diǎn)：2.2.1 滿足工藝和操作的要求所設(shè)計(jì)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，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應(yīng)的措施。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(fèi)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

17、能消耗。2.2.3 保證安全生產(chǎn)例如酒精屬易燃物料，不能讓其蒸汽彌漫車間，也不能使用容易發(fā)生火花的設(shè)備。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(huì)使塔受到破壞，因而需要安全裝置。12第三節(jié) 板式精餾塔的工藝計(jì)算已知參數(shù)：苯、氯苯混合液處理量，F(xiàn)30054t/年；回流比 R（自選） ；進(jìn)料熱狀況:飽和蒸汽進(jìn)66. 0Fx97. 0Dx02. 0Wx料即 q=0；塔頂壓強(qiáng)，；單板壓降不大于。由化學(xué)化工物性kPaP4塔頂kPa7 . 0數(shù)據(jù)手冊(cè)P174 可知：表表 3-13-1 苯和氯苯的物理性質(zhì)苯和氯苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量 M沸點(diǎn)（K）臨界溫度tC（）臨界壓強(qiáng)PC（a

18、tm）苯 A氯苯 BclHCHC566678.11112.6353.3404.9562.1632.448.344.6由石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè)P457 及內(nèi)插計(jì)算可知： 表表 3-23-2 苯和氯苯的平衡關(guān)系苯和氯苯的平衡關(guān)系溫度C080.1859095100105x10.8180.6780.5430.4400.276y10.9570.9110.8470.7820.665溫度C0110115120125130131.75x0.1850.1310.08790.04540.01150y0.5630.4560.3430.2010.05660由化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)P305 可知：表表 3-33-3 液體的

19、表面張力液體的表面張力溫度6080100120140苯，mN/m23.7421.2718.8516.4914.17氯苯，mN/m25.9623.7521.5719.4217.32由化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)P299、P300 可知：表表 3-43-4 苯與氯苯的液相密度苯與氯苯的液相密度溫度()6080100120140苯,kg/3m836.6815.0792.5768.9744.1氯苯,kg/3m1064.01042.01019.0996.4972.9由化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)P303、P304 可知：表表 3-53-5 液體粘度液體粘度 L13由化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)P303、P304 可知：表表 3

20、-63-6 苯和甲苯的飽和蒸氣壓（苯和甲苯的飽和蒸氣壓（kPakPa）溫度（）406080100120140160苯(kPa)24.3752.19101.0180.0300.3480.2712.6氯苯（kPa）8.85019.6639.4873.02126.1206.1206.0由化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)P303、P304 可知：3.1 精餾塔的物料衡算3.1.1 全塔物料衡算常規(guī)塔指僅有一處進(jìn)料和塔頂、塔底各有一個(gè)產(chǎn)品，塔釜間接蒸汽加熱的精餾塔。（1）全塔總物料衡算總物料F = D + W （3-1）易揮發(fā)組分 F= D + W （3-2）FxDxWx若以塔頂易揮發(fā)組分為主要產(chǎn)品，則回收率為 （

21、3-3）%100WDWxDx式中 F、D、W分別為原料液、餾出液和釜?dú)堃毫髁浚琸mol/h；、分別為原料液、餾出液和釜?dú)堃褐幸讚]發(fā)組分的摩爾分FxDxWx率。計(jì)算如下：73 1030000/=4167/7200kgFkg hh噸年D 96%=98% D=1701kg/h4167 40%回收率溫度()6080100120140苯（mP .s）a0.3810.3080.2550.2150.184氯苯（mP .s）a0.5150.4280.3630.3130.274144167 17012466/4167 40%1701 96%24661.4%()wwFWDWFDkg hWW質(zhì)量分?jǐn)?shù)3.1.2 料液

22、及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率96/78.1140/78.110.97,0.4996/78.114/112.640/78.11 60/112.61.4/78.110.021.4/78.11 98.6/112.6DFWxxx3.1.3 平均摩爾質(zhì)量0.49 78.11 0.51 112.695.70/0.97 78.11 0.03 112.679.14/0.02 78.11 0.98 112.6111.91/FDWMkg kmolMkg kmolMkg kmol3.1.4 物料衡算41671701246643.54/,21.49/,22.04/95.7079.14111.91Fkmol hDkmo

23、l hWkmol h3.2 塔板數(shù)的確定塔板數(shù)的確定3.2.1 理論塔板數(shù)的求取TN在本設(shè)計(jì)中，因苯氯苯屬于理想物系，可用圖解法計(jì)算理論板數(shù)。其TN計(jì)算方法如下： （1）根據(jù)苯氯苯的氣液平衡數(shù)據(jù)（表 2）作 x-y 圖，并標(biāo)出 c 點(diǎn)（、wx） 、e 點(diǎn)（、） 、a 點(diǎn)（、）三點(diǎn)；wxFxFxDxDx（2）求最小回流比及操作回流比。minRR因飽和蒸汽進(jìn)料即 q=0，在 x-y 圖中對(duì)角線上自點(diǎn) e 作水平線 ef(q 線） ，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為（） ，此即最小回流比時(shí)操作線與平0.14,0.49qqxy衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)。故最小回流比為： min0.970.491.3710.490.14D

24、qqqxyRyx取操作回流比：min22 2.742RR（3） 求取精餾塔的氣液相負(fù)荷152.742 21.4958.93/(1)(2.742 1) 21.4980.42/58.93/(1)80.4243.5436.88/LRDkmol hVRDkmol hLLqFLkmol hVVqFVFkmol h（4）求操作線方程精餾段：58.9321.490.970.73280.259280.4280.42DLDyxxxxVV提鎦段：58.9322.040.021.598 0.01236.8836.88WLWyxxxxVV圖 3-1 圖解法求理論板層數(shù) (5)圖解法求TN精餾段截距為 0.2592，即

25、點(diǎn) b(0,0.2592)，連接點(diǎn)和點(diǎn)可以作出精餾段ba16操作線方程，與 q 線交于點(diǎn)，連接點(diǎn)、點(diǎn) 可作出提餾段操作線方程。ddc按照常規(guī)的圖解法作梯級(jí)可得：層，其中精餾段理論板數(shù)為 3 層，提6TN餾段為 3 層，第 4 層為加料板。3.2.2 實(shí)際塔板數(shù)N精餾段： 提餾段： 3=50.6N精3=50.6N提故實(shí)際塔板數(shù)：（層）=5+5=10NNN提精3.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算3.3.1 操作壓強(qiáng)塔頂操作壓力：101.34105.3DPkPa取每層板的壓降為 0.7kPa則進(jìn)料板的壓強(qiáng)為：105.30.7 5108.8FPkPa塔底壓強(qiáng)為：，105.30.7 10112.3

26、WPkPa故精餾段平均操作壓強(qiáng)為：，()105.3 108.8107.052mPkPa精提餾段平均操作壓強(qiáng)為：()112.3 108.8110.552mPkPa提3.3.2 溫度根據(jù)操作壓強(qiáng)，由下式試差計(jì)算操作溫度： （3-4）BBAAxPxPP00由表 3-6 中數(shù)據(jù)，經(jīng)內(nèi)差法和試差法計(jì)算求得：塔頂：，進(jìn)料板溫度，塔底：，81.75DtC100.13FtC132.5WtCC0則精餾段的平均溫度：，()81.75+100.13=90.942mtC精提餾段的平均溫度：。()132.5+100.13=116.322mtC提3.3.3 平均摩爾質(zhì)量塔頂平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算：17 110.97,0.84

27、80.97 78.11 (1 0.97) 112.679.14/0.848 78.11 (1 0.848) 112.683.35/DVDMLDMxyxMkg kmolMkg kmol由進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算：0.50,0.150.50 78.11 (1 0.50) 112.695.36/0.15 78.11 (1 0.15) 112.6107.43/FFVDMLDMyxMkg kmolMkg kmol由塔底平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算：0.116,0.020.116 78.11 (1 0.116) 112.6108.60/0.02 78.11 (1 0.02) 112.6119.91/WWVDMLDM

28、yxMkg kmolMkg kmol由則精餾段的平均摩爾質(zhì)量為：()79.14+95.36=87.25/,283.35+107.43=95.39/2VMLMMkg kmolMkg kmol精（精）則精餾段的平均摩爾質(zhì)量為：()108.60+95.36=101.98/,2111.91+107.43=109.67/2VMLMMkg kmolMkg kmol提（提）3.3.4 平均密度計(jì)算1） 氣相密度mV3()3()P107.05 87.25=3.086/8.314 (90.94273.15)P110.55 101.98=3.482/8.314 (116.32273.15)mVmVMmmVmVmm

29、Mkg mRTMkg mRT精提2）液相密度Lm根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表 4，由內(nèi)插法得：塔頂：33=813.03/=1040.0/LALBkg mkg m塔底：33=753.4/=981.7/LALBkg mkg m進(jìn)料板：33=792.3/=1018.9/LALBkg mkg m18由 （為質(zhì)量分率） （3-5）1/=/LMii故塔頂液相平均密度：31=820.23/(0.96/813.070.04/1040.0)LDMkg m塔頂液相平均密度：31=977.55/(0.014/753.40.986/981.7)LWMkg m進(jìn)料板液相平均密度：31=914.30/(0.4/792.30.6/1

30、018.9)LFMkg m故精餾段平均液相密度： 3()=820.23+914.30/2867.27/LMkg m精（）提餾段平均液相密度：3()=977.55+914.30/2945.93/LMkg m提（）3.3.5 液體表面張力的計(jì)算 （3-6）nimixi1根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表 3，由內(nèi)插法計(jì)算。81.7521.06/23.56/0.97 21.060.03 23.5621.14/DABLDmtCmN mmN mmN m塔頂：F100.1318.83/21.56/0.50 18.830.50 21.5620.20/ABLFmtCmN mmN mmN m進(jìn)料板：132.515.04/18.

31、11/0.02 15.040.98 18.1118.05/WABLWmtCmN mmN mmN m塔底：則精餾段平均表面張力： )21.14+20.2020.67/LmmN m（精（）提餾段平均表面張力：)18.05+20.2019.13/LmmN m（提（）3.3.6 液體粘度的計(jì)算 （3-7）lglgLmiix 根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表 3，由內(nèi)插法計(jì)算。81.750.3030.4220.97lg0.3030.03lg0.4220.306DABLDmLDmtCmPa smPa smPa s塔頂：FFF100.130.25470.36270.5 lg0.25470.5lg0.36270.304AB

32、L mL mtCmPa smPa smPa s進(jìn)料板：19WWW132.50.1960.2890.02 lg0.1960.98lg0.2890.287ABLmLmtCmPa smPa smPa s塔底：故精餾段平均液相粘度()0.306+0.304 /2=0.305LmmPa s精（）提餾段平均液相粘度()0.287+0.304 /2=0.296LmmPa s提（）3.4 氣液負(fù)荷計(jì)算3.4.1 精餾段：()3Vm()()3Lm()3(1)(2.742 1) 21.49380.42/80.42 87.25=0.632/36003600 3.0862.742 21.9458.93/58.93 9

33、5.390.0018/36003600 867.270.0018 36006.48/VmSLmShVRDkmol hVMVmhLRDkmol hLMLmhLmh精精精精3.4.2 提餾段：()3Vm()()33Lm(1)80.4243.5436.88/36.88 101.98=0.300/36003600 3.48258.93/58.93 109.670.0019/,0.0019 36006.83/36003600 945.93VmSLmShVVqFkmol hV MVmhLLqFLkmol hL MLmhLmh提提提提）3.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算3.5.1 塔徑的計(jì)算塔板間距 HT的選

34、定很重要，可參照下表所示經(jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。表表 7 7 板間距與塔徑關(guān)系板間距與塔徑關(guān)系塔徑 DT，m4.020板間距HT，mm200300250350300450350600400600根據(jù)上表，初選板間距，取板上液層高度，故mHT40. 0mhL06. 0；mhHLT34. 006. 040. 0圖 3-2 史密斯關(guān)聯(lián)圖圖中 HT塔板間距，m； hL板上液層高度，m；V ,L分別為塔內(nèi)氣、液兩相體積流量，m3/s； V，L 分別為塔內(nèi)氣、液相的密度，kg/m3 。精餾段： 1122Lm()0.0018867.270.0480.6323.08

35、6ssVmLV精）精查化工原理課程設(shè)計(jì)-天津大學(xué)出版社 108 頁 史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得；200.074C 2 . 02020CC0.220.670.0740.074520max867.273.0860.07451.247/3.086LVVuCm s取安全系數(shù)為 0.7（安全系數(shù) 0.60.8） ，則空塔氣速為max0.70.7 1.2470.8729/uum s21 按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為 1.0m,44 0.6320.9603.14 0.8729sVDmu塔截面積為：2221.00.78544TADm則空塔氣速。0.6320.805/0.785um s提鎦段： 1122Lm()0.0019945

36、.930.1040.3003.482ssVmLV提）提查化工原理課程設(shè)計(jì)-天津大學(xué)出版社 108 頁 史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得；200.064C 2 . 02020CC640.063420max945.933.4820.06341.043/3.482LVVuCm s取安全系數(shù)為 0.7（安全系數(shù) 0.60.8） ，則空塔氣速為max0.70.7 1.0430.7301/uum s 按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為 1.0m,44 0.3000.7233.14 0.7301sVDmu塔截面積為：2221.00.78544TADm則空塔氣速。0.3000.382/0.785um s3.5.2 精

37、餾塔有效高度的計(jì)算精餾段：T=(N -1)H =5-10.4=1.6Z精精（）m提餾段：T=(N -1)H =5-10.4=1.6Z提提（）m在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為 0.8m。 故精餾榙的高度=1.6 Zm22第四節(jié) 板式塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算4.1 溢流裝置因塔徑是 1.0m，選用單溢流弓形降液管、凹形受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)計(jì)算如下：4.1.1 溢流堰長：wl單溢流?。?.6-0.8）D，取堰長為 0.66D，即Wlwlwl=0. 66D =0. 66 1. 0=0. 66m4.1.2 溢流堰高度：Wh （4-1）OWLWhhh選用平直堰，堰上液層高度

38、（4-232.841000howwLhEl2）精餾段：；818.30.66hwLl提餾段：319.30.66hwLl查化工原理課程設(shè)計(jì)-天津大學(xué)出版社（下冊(cè)）111 頁，圖 5-5 液流收縮系數(shù)計(jì)算可知：=1.03E =1.034E提精精餾段：22332.842.846.481.030.013100010000.66howwLhEml提鎦段：22332.842.846.831.0340.014100010000.66howwLhEml取上清液高度0.06Lhm故 精餾段：0.060.0130.047whm提鎦段：0.060.0140.046whm4.1.3

39、弓形降液管的寬度與截面積：dWfA由 查化工原理課程設(shè)計(jì)：112 頁，圖 5-7 弓形降液管的參0.66wlD 23數(shù)，得： 0.722,0.124fdTAWAD，20.07220.0722 0.7850.05670.1240.124 1.00.124fTdAAmWDm故：利用式 （4-3）3600fThAHL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（5s，符合要求）36003600 0.0567 0.4012.66.48fThAHsL4.1.4 降液管底隙高度：oh取液體通過降液管底隙的流速00.08/um s則降液管底隙高度為：精餾段0000.00180.03436000.66 0.

40、08hswwLLhmlulu提餾段0000.00190.03636000.66 0.08hswwLLhmlulu較核：000.0470.0340.013( 0.006 ,)0.0460.0360.010( 0.006 ,)wwhhmhhm故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理4.2 塔板布置4.2.1 塔板的分塊因 0.8mD1.2m, 故由化工原理課程設(shè)計(jì)：118 頁，表 5-3 塔板分部數(shù)，得，塔板分為 3 塊4.2.2 邊緣區(qū)寬度確定取邊緣區(qū)寬度,安定區(qū)寬度0.035cWm0.065ssWWm244.2.3 開孔區(qū)面積計(jì)算由式： (4-4)22212(sin)180arxAx

41、rxr計(jì)算開空區(qū)面積，其中：1.0()(0.1240.065)0.311221.00.0350.46522dscDxWWmDrWm所以222123.14 0.4650.3112(0.311 0.4650.311sin)0.5321800.465aAm4.2.4 篩孔計(jì)算及其排列： 篩孔數(shù)： （4-21.155anAt5） 開孔率： （4-200.907dt6）精餾段：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳鋼的板厚=3mm,0dmm5取，故孔中心距。0 . 3/0dtmmt0 .1550 . 3篩孔數(shù)孔，221.1551.155 0.53227310.015anAt個(gè)開孔率（在 515范圍內(nèi)） ，

42、2200.0050.9070.90710.1%0.015dt氣體通過篩孔的氣速為： 000.63211.76/0.101 0.532sVum sA提餾段：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳鋼的板厚=3mm,0dmm5取，故孔中心距。0 . 4/0dtmmt0 .2050 . 4篩孔數(shù)孔，221.1551.155 0.53215370.02anAt個(gè)開孔率（在 515范圍內(nèi)） ，2200.0050.9070.9075.7%0.020dt氣體通過篩孔的氣速為：000.6329.89/0.057 0.532sVum sA25 第五節(jié) 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算5.1 塔板壓降 （5-pclhhhh1）5.

43、1.1 干板阻力的計(jì)算：ch （5-2000.051VcLuhC 2）依，查化工原理課程設(shè)計(jì)：115 頁，圖 5-10干篩孔0/5/31.67d的流量系數(shù)圖得，00.772C 故精餾段：211.763.0860.0510.4210.772867.27chm 液柱提鎦段：29.893.4820.0510.03080.772945.93chm 液柱5.1.2 氣體穿過液層的阻力：lh （5-lLhh3）精餾段112200.6320.868/0.7850.05670.8680.8683.0861.54/()saTfVVum sAAFkgs m由化工原理課程設(shè)計(jì)：115 頁，圖 5-11 充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)

44、圖，得0.59故()0.59(0.0470.013)0.0354lLwowhhhhm液柱提餾段 112200.3000.412/0.7850.0560.4120.4123.4820.769/()saTfVVum sAAFkgs m由化工原理課程設(shè)計(jì)：115 頁，圖 5-11 充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得0.6826故()0.68(0.0460.014)0.0408lLwowhhhhm液柱5.1.3 液體表面張力的阻力的計(jì)算：h （5-04LLhgd4）精餾段： ，34 20.67 100.0019867.27 9.81 0.005hm液柱故0.04210.03540.00190.0794pclhhhhm

45、液柱則單板壓強(qiáng)： 0.0794 867.27 9.81675.5PPLPhgPa提餾段： ，34 19.13 100.0016945.93 9.81 0.005hm液柱故0.03080.04080.00160.0732pclhhhhm液柱則單板壓強(qiáng)： 0.0732 945.93 9.81679.3PPLPhgPa5.2 液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)的塔徑和液流量均不大。故可忽略其影響。5.3 霧沫夾帶量的驗(yàn)算ve （5-3.265.7 10aVLTfueHh5）精餾段：3.2635.7 100.8680.0148/kg0.1/kg20.67 100.402.5 0.06Vekgk

46、g液氣（液氣）提餾段：3.2635.7 100.4120.0147/kg0.1/kg19.13 100.402.5 0.06Vekgkg液氣（液氣）故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過量霧沫夾帶。275.4 漏液 （5-pclhhhh6）精餾段：漏液點(diǎn)氣速：0,min4.4 0.772 (0.00560.13 0.060.0019)867.27/3.0866.11/um s實(shí)際孔速：00,min11.76/um su穩(wěn)定性系數(shù)，故在精餾段無明顯漏液。0,min11.761.921.56.11ouKu提餾段： 漏液點(diǎn)氣速：0,min4.4 0.772 (0.00560.13 0.060.0016)945.9

47、3/3.4826.08/um s實(shí)際孔速：00,min9.89/um su穩(wěn)定性系數(shù)，故在提餾段無明顯漏液。0,min9.891.6261.56.08ouKu5.5 液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，降液管中清液層高度，苯和氯苯wTdhHH屬一般物系，取 ，而。0.5pclhhhh精餾段：2200.00180.1530.1530.000980.66 0.034sdwLhml h液柱 0.07940.06+0.00098=0.140mdH 液柱 則精餾段不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。()dTWHHh精餾段：2200.00190.1530.1530.0009780.66 0.036sdwLhml h液柱28 0.0

48、7320.06+0.000978=0.134mdH 液柱 則提餾段不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。( )dTWHHh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。第六節(jié) 塔板負(fù)荷性能圖6.1 精餾段6.1.1 漏液線（1） 由 （6-0,min04.4(0.00560.13)/LLVuChh1） （6-2）,min0,min0sVuA （6-LWowhhh3） （6-232.841000howwLhEl4）得230,min00232.844.40.00560.13/10004.4 0.772 0.101 0.53236002.840.00560.13 0.0471.030.0019

49、867.27/3.08610000.66hwLVwsLVC AhEhlL 23,min0.183 2.75733.25ssVL在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算相應(yīng)的值，列于下表中：sLSV附表附表 6-16-129)/(3smLS0.00060.00150.00300.0045)/(3smVS0.3170.3270.3400.350依表中數(shù)據(jù)即可作出漏液線。如圖 6-1 中的（1） 。6.1.2 霧沫夾帶線（2）以 為限，求 關(guān)系如下：0.1/kgVekg液氣ssVL由 （6-5）3.265.7 10aVLTfueHh23231.3732.52.5()0.7850.056736002.840

50、.0471.030.9110000.66ssasfLwowTfswowsVVuVhhhhAALhhL故 230.1182.2fshL 22333.262330.40.01182.20.2822.21.3735.7 100.120.67 100.2822.2TfsssVsHhLLVeL整理得： 231.296 10.11ssVL在操作范圍內(nèi)，任取 4 個(gè)值，依上式算出相應(yīng)的值列于下表中：SLSV附表附表 6-26-2)/(3smLS0.00060.00150.00300.0045)/(3smVS91.02依表中數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線，如圖 6-1 中線（2）所示。6.1.3

51、 液相負(fù)荷下限線（3）對(duì)于平直堰，取堰上液層高度取液體在降液管中停留時(shí)間為 4 秒，0.006owhm由 2336002.840.0061000sowwLhEl30取得 1.03E 323,min0.006 10000.660.00054/2.84 1.033600sLms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，如圖 6-1 中線（3）6.1.4 液相負(fù)荷上限線（4）： 以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，由 得4s4fTsA HL3,max0.0567 0.400.00567/44fTsA HLms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，如圖 6-1 中線（4）6.1.5 液泛線

52、（5）令()dTwHHh由 dPldPcllLLwowHhhhhhhhhhhhh聯(lián)立得： (1)(1)TwowcdHhhhhh忽略2223owsdscssssL ,LVaV =b-cL -dLhhhh將與與，與的關(guān)系代入上式，得：其中：200202330.051()(1)0.153()36002.84 10(1)VLTwwwaA CbHhcl hdEl將有關(guān)數(shù)據(jù)代入得，31222330.0513.0860.105(0.101 0.532 0.772)867.270.5 0.40(0.50.59 1)0.0470.1490.153303.84(0.66 0.034)36002.84 101.03

53、(10.59)1.4410.66abcd故整理得，222322230.1050.149303.841.4411.4192893.7113.72ssssssVLLVLL或在操作范圍內(nèi)取 4 個(gè)值，依上式計(jì)算值列于下表中： SL附表附表 6-36-3依表中數(shù)據(jù)即可作出泛液線。如圖 6-1 中的（5） 。根據(jù)上面各方程，可作出篩板榙（精餾段）的負(fù)荷性能圖。smLS/30.00060.00150.00300.0045smVS/31.1491.1101.0530.993232圖 6-1 篩板榙（精餾段）的負(fù)荷性能圖圖中 5 條線包圍區(qū)域?yàn)榫s段塔板操作區(qū)，A 為操作點(diǎn)，OA 為操作線。OA線與（1）線的

54、交點(diǎn)相應(yīng)相負(fù)荷為，OA 線與霧沫夾帶線（2）的3,min0.325/sVmh交點(diǎn)相應(yīng)氣相負(fù)荷為。3,max1.017/sVmh精餾段的操作彈性,max,min1.0173.1292.50.326ssVV 6.2 提餾段6.2.1 漏液線（1） 由 （6-0,min04.4(0.00560.13)/LLVuChh1） （6-,min0,min0sVuA2） （6-3）LWowhhh （6-232.841000howwLhEl4）得33230,min00232.844.40.00560.13/10004.4 0.772 0.101 0.53236002.840.00560.13 0.0461.03

55、40.0016945.93/3.48210000.66hwLVwsLVC AhEhlL 23,min0.183 1.57432.14ssVL在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算相應(yīng)的值，列于下表中：sLSV附表附表 6-46-4)/(3smLS0.00060.00150.00300.0045)/(3smVS02460.2580.2740.286依表中數(shù)據(jù)即可作出漏液線。如圖 6-2 中的（1） 。6.2.2 霧沫夾帶線（2）以 為限，求 關(guān)系如下：0.1/kgVekg液氣ssVL由 （6-5）3.265.7 10aVLTfueHh23231.3732.52.5()0.7850.056736002

56、.840.0461.0340.9110000.66ssasfLwowTfswowsVVuVhhhhAALhhL故 230.1152.2fshL 22333.262330.40.01152.20.2852.21.3735.7 100.119.13 100.2852.2TfsssVsHhLLVeL整理得： 231.2789.865ssVL在操作范圍內(nèi)，任取 4 個(gè)值，依上式算出相應(yīng)的值列于下表中：SLSV34附表附表 6-56-5)/(3smLS0.00060.00150.00300.0045)/(3smVS1.2081.1491.0731.009依表中數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線，如圖 6-2 中線（

57、2）所示。6.2.3 液相負(fù)荷下限線（3）對(duì)于平直堰，取堰上液層高度取液體在降液管中停留時(shí)間為 4 秒，0.006owhm由 2336002.840.0061000sowwLhEl取得 1.034E 323,min0.006 10000.660.00054/2.84 1.0343600sLms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，如圖 6-2 中線（3）6.2.4 液相負(fù)荷上限線（4）： 以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，由 得4s4fTsA HL3,max0.0567 0.400.00567/44fTsA HLms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，如圖 6-2 中線（4

58、）6.2.5 液泛線（5）令()dTwHHh由 dPldPcllLLwowHhhhhhhhhhhhh聯(lián)立得： (1)(1)TwowcdHhhhhh忽略2223owsdscssssL ,LVaV =b-cL -dLhhhh將與與，與的關(guān)系代入上式，得：其中：35200233200.051(1)()0.15336002.84 10(1)()VTwLwwabHhA CcdEl hl將有關(guān)數(shù)據(jù)代入得，222330.0513.4820.1091(0.101 0.532 0.772)945.930.5 0.40(0.50.59 1)0.0460.1500.153271.0(0.66 0.036)36002

59、.84 101.034(10.59)1.4470.66abcd故整理得，222322230.10910.150271.01.4471.3752484.013.26ssssssVLLVLL或在操作范圍內(nèi)取 4 個(gè)值，依上式計(jì)算值列于下表中： SL附表附表 6-66-6依表中數(shù)據(jù)即可作出泛液線。如圖 6-2 中的（5） 。根據(jù)上面各方程，可作出篩板榙（提餾段）的負(fù)荷性能圖。smLS/30.00060.00150.00300.0045smVS/31.1311.0931.0380.981536圖 6-2 篩板榙（提餾段）的負(fù)荷性能圖上圖中 5 條線包圍區(qū)域?yàn)榫s段塔板操作區(qū)，A 為操作點(diǎn)，OA 為操作

60、線。OA線與（1）線的交點(diǎn)相應(yīng)相負(fù)荷為，OA 線與霧沫夾帶線（2）3,min0.2583/sVmh的交點(diǎn)相應(yīng)氣相負(fù)荷為。3,max0.85/sVmh提餾段的操作彈性,max,min0.853.2912.50.2583ssVV第七節(jié) 精餾裝置的附屬設(shè)備精餾裝置的主要附屬設(shè)備包括蒸氣冷凝器、產(chǎn)品冷凝器、塔底再沸器、原料預(yù)熱器、直接蒸汽鼓管、物料輸送管及泵等。前四種設(shè)備本質(zhì)上屬換熱器，并多采用列管式換熱器，管線和泵屬輸送裝置。下面簡要介紹。377.1 回流冷凝器塔頂回流冷凝器通常采用管殼式換熱器，有臥式、立式、管內(nèi)或管外冷凝等形式。按冷凝器與塔的相對(duì)位置區(qū)分，有以下幾類：1、整體式及自流式 將冷凝器