分離苯甲苯混合物的浮閥塔設(shè)計(jì)

1、化工原理課程設(shè)計(jì)說明書設(shè)計(jì)工程：分離苯甲苯混合物的浮閥塔設(shè)計(jì)學(xué)院名稱：環(huán)境科學(xué)與工程學(xué)院專業(yè)班級(jí)：再生資源科學(xué)與技術(shù)10 級(jí)姓名：張勝學(xué)號(hào)： 201010703110指導(dǎo)老師：陳樑黃兵化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書一、設(shè)計(jì)題目分離苯和甲苯混合物的浮閥塔設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件現(xiàn)受一化工廠所托，設(shè)計(jì)一分離苯與甲苯的浮閥塔，其設(shè)計(jì)操作條件如下：1、混合物流量 F5kg / s ，其中易揮發(fā)組分含量為35%（質(zhì)量比）；2、要求塔頂餾出液中含苯98%，塔釜?dú)堃褐泻讲淮笥?.7%；3、塔內(nèi)為常壓操作；4、進(jìn)料熱狀況為泡點(diǎn)，飽和液體進(jìn)料；5、塔頂為全凝器，泡點(diǎn)回流，冷卻水進(jìn)出冷凝器的溫度分別為20和 30；6

2、、再沸器用絕壓為200KPa的飽和蒸汽加熱，在泡點(diǎn)下排出；7、總板效率為 50%；8、采用 F1 型浮閥塔三、設(shè)計(jì)內(nèi)容1、設(shè)計(jì)方案的選擇及流程的確定；2、塔的物料衡算、熱量衡算；3123452617 2 4 12121818192125293335364042第 1章前言1.1 塔設(shè)備的設(shè)計(jì)背景塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。塔設(shè)備的設(shè)計(jì)和研究，已經(jīng)受到化工行業(yè)的極大重視。在化工生產(chǎn)中，塔設(shè)備的性能對(duì)于整個(gè)裝置的產(chǎn)品產(chǎn)量、質(zhì)量、生產(chǎn)能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護(hù)等各個(gè)方面，都有非常重大的影響。精餾過程的實(shí)質(zhì)是利用混合物中各組分具有不同的揮發(fā)度。即在同一溫度下，各組分的飽和蒸汽

3、壓不同這一性質(zhì)，使液相中的輕組分轉(zhuǎn)移到汽相中，汽相中的重組分轉(zhuǎn)移到液相中，從而達(dá)到分離的目的。因此精餾塔操作彈性的好壞直接關(guān)系到石油化工企業(yè)的經(jīng)濟(jì)效益。為了加強(qiáng)工業(yè)技術(shù)的競(jìng)爭(zhēng)力，長(zhǎng)期以來，各國(guó)都在加大塔的研究力度。如今在我國(guó)常用的板式塔中主要為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔和舌型塔等。填料種類出拉西、環(huán)鮑爾環(huán)外，階梯環(huán)以及波紋填料、金屬絲網(wǎng)填料等規(guī)整填料也常采用。更加強(qiáng)了對(duì)篩板塔的研究，提出了斜空塔和浮動(dòng)噴射塔等新塔型。同時(shí)我國(guó)還進(jìn)口一些新型塔設(shè)備，這些設(shè)備的引進(jìn)也帶動(dòng)了我國(guó)自己的塔設(shè)備的科研、設(shè)計(jì)工作，加速了我國(guó)塔技術(shù)的開發(fā)。國(guó)外關(guān)于塔的研究如今已經(jīng)放慢了腳步，是因?yàn)橐呀?jīng)研究出了塔盤的效率并不取決與

4、塔盤的結(jié)構(gòu)，而是主要取決與物系的性質(zhì)，如：揮發(fā)度、黏度、混合物的組分等。國(guó)外已經(jīng)轉(zhuǎn)向研究“在提高處理能力和簡(jiǎn)化結(jié)構(gòu)的前提下，保持適當(dāng)?shù)牟僮鲝椥院蛪毫?，并盡量提高塔盤的效率。”在新型填料方面則在努力的研究發(fā)展有利于氣液分布均勻、高效和制造方便的填料。1.2 問題研究本設(shè)計(jì)是針對(duì)苯 甲苯的分離而專門設(shè)計(jì)的塔設(shè)備。根據(jù)設(shè)計(jì)條件以及給出的數(shù)據(jù)描述出塔溫度的分布，求得最小回流比以及塔頂?shù)南鄬?duì)揮發(fā)度、塔釜的相對(duì)揮發(fā)度、全塔平均相對(duì)揮發(fā)度，又根據(jù)物料平衡公式分別計(jì)算出精餾段和提餾段的汽、液兩相的流量，之后，計(jì)算塔板數(shù)、塔徑等。根據(jù)這些計(jì)算結(jié)果進(jìn)行了塔板結(jié)構(gòu)的設(shè)計(jì)等。計(jì)算和設(shè)計(jì)這些之后進(jìn)行了有關(guān)的力學(xué)性能計(jì)

5、算和一系列校核。1.3 相關(guān)物性參數(shù) 1（ 1）苯和甲苯的物理參數(shù)分子式相對(duì)分子質(zhì)量沸點(diǎn)臨界溫度臨界壓力 MPa苯（ A）C6H 678.11g/mol80.1288.954,898甲苯（ B）C6H 5CH 392.11g/mol110.6318.574.109(2) 飽和蒸汽壓苯甲苯的飽和蒸汽壓可用Antoine 方程計(jì)算ln PoABtCABC苯6.94192769.42-53.26甲苯7.05803076.65-54.65(3) 苯甲苯的相對(duì)密度溫度8090100110120苯815803.9792.5780.8768.9甲苯810800.2790.3780.3770.0(4) 液體表

6、面張力mN / mA8090100110120苯21.2720.0618.8517.6616.49甲苯21.6920.5919.9418.4117.31(5) 苯甲苯液體粘度MPa8090100110120苯0.3080.2790.2550.2330.215甲苯0.3110.2860.2640.2540.2281.4 苯和甲苯的分離分離原理（一）分離原理已知苯的沸點(diǎn)為80.1 ，甲苯的沸點(diǎn)為111，它們的沸點(diǎn)不同，根據(jù)這一性質(zhì)，可采用蒸餾原理實(shí)現(xiàn)兩者的分離。蒸餾操作是分離液體均相混合物的典型單元操作，液體混合物部份汽化，利用各組份沸點(diǎn)的不同，（即在相同溫度下各自的飽和蒸汽壓的不同）以實(shí)現(xiàn)分離的

7、目的。 即在蒸餾操作時(shí)，混合物中的低沸點(diǎn)的組份先汽化，由液相向氣相傳質(zhì)。物質(zhì)從一相轉(zhuǎn)移到另一相的傳質(zhì)過程稱為“物質(zhì)傳遞過程”。通常把低沸點(diǎn)的組份稱為“易揮發(fā)組份”，把高沸點(diǎn)的組份稱這“難揮發(fā)組份”。蒸餾是一種利用液體混合物中各組分揮發(fā)性差異，以熱能為媒介使其部分汽化從而在汽相富集輕組分 , 液相富集重組分而分離的方法。工業(yè)生產(chǎn)中的蒸餾操作一般在塔設(shè)備內(nèi)進(jìn)行。如苯和甲苯混合溶液由塔中部加入，液體在塔內(nèi)外于沸騰狀態(tài)，產(chǎn)生的蒸汽沿塔上升，從塔頂引出進(jìn)入冷凝器冷凝，冷凝液一部分作為塔頂產(chǎn)物（又稱餾出液），一部分回流至塔內(nèi)作為液相回流，液相沿塔下降至塔底引出，一部分作為塔底產(chǎn)物（稱殘液），一部分進(jìn)入再沸

8、器，被加熱沸騰汽化作為塔內(nèi)的上升蒸汽流，汽、液兩相在塔內(nèi)直接接觸，實(shí)現(xiàn)熱和質(zhì)的傳遞。（二）特點(diǎn)1、通過蒸餾操作，可以直接獲得所需要的產(chǎn)品，不像吸收、萃取等分離方法，還需要外加吸收劑或萃取劑，因而蒸餾操作流程通常較為簡(jiǎn)單。2、蒸餾分離適用的范圍廣，它不僅可以分離液體混合物，還可以通過改變操作壓力使常溫常壓下呈氣態(tài)或固態(tài)的混合物在液化后得以分離。3、蒸餾是通過對(duì)混合物加熱建立兩相體系的，因此需要消耗大量的能量。分離工藝流程苯冷凝器塔頂產(chǎn)品冷卻器的儲(chǔ)原罐原原料料精 餾 塔儲(chǔ)預(yù)料罐熱器再沸器塔底產(chǎn)品冷卻器甲苯的儲(chǔ)罐流程的說明：首先，苯和甲苯的原料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時(shí)間之后，通過泵進(jìn)入原

9、料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點(diǎn)溫度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。因?yàn)楸患訜岬脚蔹c(diǎn)，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時(shí)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(diǎn)，其中的液態(tài)部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時(shí)間然后進(jìn)入苯的儲(chǔ)罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個(gè)過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進(jìn)入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點(diǎn)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(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成苯與氯苯的分離。

10、1.5 設(shè)計(jì)方案的選擇精餾所用的設(shè)備及其相互聯(lián)系，總稱為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類，通稱塔設(shè)備，和其他傳質(zhì)過程一樣，精餾塔對(duì)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(huì)產(chǎn)生液泛等不正常流動(dòng)。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?。毫黧w通過塔設(shè)備時(shí)阻力降小，可以節(jié)省動(dòng)力費(fèi)用，在減壓操作是時(shí)，易于達(dá)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(dòng)時(shí)，兩相均能維持正常的流動(dòng)，而且不會(huì)使效率發(fā)生較大的變化。五、結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，安裝檢修方便。六、能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏

11、性，起泡性等。此處苯和甲苯的分離采用的是板式塔。板式塔的塔內(nèi)沿塔高裝有若干層塔板，相鄰兩板有一定的間隔距離，塔內(nèi)氣液兩相在塔板上互相接觸，進(jìn)行傳熱和傳質(zhì)。板式塔的類型 2板式塔有溢流塔板和穿流塔板。溢流塔板板間有專供液體流通的“降液管”，又稱“溢流管”。適當(dāng)?shù)匕才沤狄汗艿奈恢眉把叩母叨?，可以控制板上液體的流經(jīng)與液層厚度，從而獲得較高的效率。但是，由于降液管要占去塔板面積的 20%，從而影響了塔的生產(chǎn)能力。而且，液體橫過塔板時(shí)要克服各種陰力，因而使板上液層出現(xiàn)位差，稱為“液面落差”。液面落差大，能引起板上液體分布不均勻，降低分離效率。穿流塔板板間不設(shè)降液管，氣液兩相同時(shí)由板上孔道穿流而過，象這種

12、塔板結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、板上無液面落差、氣體分布均勻、板面利用率充分、可增大處理量及減少壓力降。但需要較高的氣速才能維持板上液層。且，其操作彈性差，效率低。幾種典型的溢流塔板（一）泡罩塔泡罩塔是最常的工業(yè)蒸餾操作所采用的塔板，每層塔板上裝有若干個(gè)短管作為上升蒸汽通道。稱為“升氣管”。由于升氣管高出液面，故板上液體不會(huì)從中漏下。升氣管上復(fù)以泡罩，泡罩周邊開有許多齒縫，操作條件下，齒縫浸沒于板上液體中，形成液封。上升氣體通過齒縫被分散成細(xì)小的氣泡進(jìn)入液層。板上的鼓泡液層或充分的鼓泡沫體，為氣液兩相提供了大量的傳質(zhì)界面，液體通過降液管流下，并依靠溢流堰以保證塔板上存有一層厚度的液層。其優(yōu)點(diǎn)：不易發(fā)生漏液現(xiàn)象；

13、有較好的操作彈性；當(dāng)氣液負(fù)荷有較大波動(dòng)時(shí)，仍能維持幾乎恒定的板效率；不易堵塞；對(duì)各種物料的適應(yīng)性強(qiáng)。其缺點(diǎn)：結(jié)構(gòu)復(fù)雜；金屬消耗量大；造價(jià)高；壓降大；霧沫夾帶現(xiàn)象比較嚴(yán)重；限制了氣速的提高，生產(chǎn)能力不大。（二）篩板塔篩板塔是結(jié)構(gòu)最簡(jiǎn)單的塔板，是在塔板上升有許多均勻分布的篩孔。上升氣速通過篩孔分散成細(xì)小的流股，在板上液層中鼓泡而出與液體密切接觸。篩孔在塔板上作正三角形排列。其直徑一般為38mm?？仔木嗯c孔徑之比常在2.5 4 范圍之內(nèi)。塔板上設(shè)置溢流堰，以使板上維持一定厚度的液層。在正常操作范圍內(nèi)，通過篩孔上升的氣流，應(yīng)能阻止液體經(jīng)篩孔泄漏，液體通過降液管逐板流下。篩板塔也是一種很早的塔型，但過去

14、一直未獲得普遍的采用，直到本世紀(jì)才日漸廣泛。優(yōu)點(diǎn)：結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單；金屬耗量少；造價(jià)低廉；氣體壓降小，板上液面落差也較??；其生產(chǎn)能力及板效率較泡罩塔為高。缺點(diǎn)：操作彈性范圍較窄，小孔篩板容易堵塞。（三）浮閥塔五十年代才在工業(yè)上廣泛應(yīng)用，是在帶有降液管的塔板上升有若干大孔（標(biāo)準(zhǔn)孔徑為39mm），每孔裝有一個(gè)可以上、下浮動(dòng)的閥片，由孔上升的氣流經(jīng)過閥片與塔板的間隙，而與板上橫流的液體接觸，目前常用的型號(hào)有：F1型、 V-4 型、 T 型。以 F1 型浮閥為例，閥片本身有三條腿，插入閥孔后將各腿底腳扳轉(zhuǎn)90 0角，用以限制操作時(shí)閥片在板上上升的最大高度（8.5mm）, 閥片周邊又沖出三塊略向下彎的定距片，使

15、閥 片處于靜 止位置時(shí)仍 與塔板 留有一定的縫隙（ 2.5mm）。這樣當(dāng)氣量很小時(shí)，氣體仍能通過縫隙均勻地鼓泡，而且由于閥片與塔板板面是點(diǎn)接觸，可以防止閥片與塔板的粘著與腐蝕。V-4 型浮閥，閥孔被沖壓成向下彎曲的文丘里形，用于減少氣體通過塔板時(shí)的壓力降。（適用于減壓系統(tǒng)）T 型浮閥，結(jié)構(gòu)復(fù)雜，借助于固定在塔板的支架以限制拱形閥片的運(yùn)動(dòng)范圍。（適用于易腐蝕、含顆?；蛞拙酆系慕橘|(zhì)）優(yōu)點(diǎn)：生產(chǎn)能力大，由于浮閥安排比較緊湊，塔板上的開孔面積大于泡罩塔板，其生產(chǎn)能力比泡罩塔板大2040%，而與篩板塔相似。操作彈性大：由于閥片可以自由地伸縮以適應(yīng)氣量的變化，故其維持正常操作所允許的負(fù)荷波動(dòng)范圍比泡罩塔和

16、篩板塔都寬。塔板效率高：由于上升蒸汽以水平方向吹入液層，故氣、液接觸時(shí)間較長(zhǎng)，而霧沫夾帶量較小，板效率較高。氣體壓降及液面落差較?。阂驓庖毫鹘?jīng)塔板時(shí)所遇到的阻力較小，故氣體的壓力降及板上液面落差都比泡罩塔小。結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，安裝方便，浮閥塔的造價(jià)約為具有同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的6080%，而為篩板塔的120130%。浮閥對(duì)材料的抗腐蝕性要求很高，一般都采用不銹鋼。方案選擇由以上各種塔的分析，可見浮閥塔具有下列優(yōu)點(diǎn)，根據(jù)這些優(yōu)點(diǎn)，該設(shè)計(jì)優(yōu)選浮閥塔。1生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大20%40%，與篩板塔接近。2操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量

17、的變化，因此維持正常操作而允許的負(fù)荷波動(dòng)范圍比篩板塔，泡罩塔都大。3塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時(shí)間較長(zhǎng)，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。4氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時(shí)阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。5塔的造價(jià)較低，浮閥塔的造價(jià)是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的50%80%，但是比篩板塔高 20%30%。浮閥塔盤的操作原理和發(fā)展:浮閥塔的塔板上，按一定中心距開閥孔，閥孔里裝有可以升降的閥片，閥孔的排列方式，應(yīng)使絕大部分液體內(nèi)有氣泡透過，并使相鄰兩閥容易吹開，鼓泡均勻。為此常采用對(duì)液流方向成錯(cuò)排的三角形的排列方式。蒸汽自閥孔上升，頂開閥片，穿過環(huán)形縫隙，以水平

18、方向吹入液層，形成泡沫，浮閥能隨著氣速的增減在相當(dāng)寬的氣速范圍內(nèi)自由升降，以保持穩(wěn)定的操作。但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價(jià)昂貴，推廣受到一定限制。但近幾十年來，人們對(duì)浮閥塔的研究越來越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗(yàn)越來越豐富，積累的設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計(jì)浮閥塔比較合適。新型的浮閥式精餾塔結(jié)合了泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點(diǎn)，具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造方便，造價(jià)低，生產(chǎn)能力大，設(shè)備維護(hù)維修方便等的優(yōu)點(diǎn)。加上閥片的采用自動(dòng)適應(yīng)進(jìn)氣量，據(jù)有較大的操作彈性；上升氣流水平進(jìn)入液層，增加了氣夜的接觸時(shí)間，從而增加了塔的操作效率。故浮閥式精餾塔是現(xiàn)在化工蒸餾過程中廣泛使用塔型之一

19、，顯然本設(shè)計(jì)也不例外。另外，苯 - 甲苯的混合液的分離器即原料預(yù)熱器擬選用 U 形管換熱器。換熱器是化工及其他許多工業(yè)部門的通用設(shè)備，在生產(chǎn)中占有重要地位。換熱器可分為混合式、間壁式、蓄熱式和中間載熱體式四大類。實(shí)際上很難去進(jìn)行混合式換熱器的設(shè)計(jì)，而蓄熱式和中間載體式都具有較高的操作成本。另一方面為便于廢熱利用，考慮到使用的普遍性，具有單位體積設(shè)備的傳熱面積同時(shí)傳熱效果等方面故本設(shè)計(jì)中采用間壁式換熱器。具體的間壁式換熱器分為 1) 帶膨脹節(jié)的固定管板式換熱器， 2) 浮頭式換熱器 ,3)U 形管式換熱器。在本設(shè)計(jì)中鑒于U 形的優(yōu)點(diǎn)：結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低廉，殼程易清洗，熱補(bǔ)償范圍寬，易于維修，便于加

20、工。通?；S的機(jī)械車間即能制造等優(yōu)點(diǎn)，并且管程流體苯 - 甲苯不易結(jié)垢。鑒此，本設(shè)計(jì)過程中的原料預(yù)熱器選用標(biāo)準(zhǔn) U 形管式換熱器。為確保設(shè)計(jì)的合理性，在本設(shè)計(jì)過程中，采用了最新化工工程標(biāo)準(zhǔn)及數(shù)據(jù)。以氣液相負(fù)荷最大的近釜塔板為設(shè)計(jì)板面，并將設(shè)計(jì)結(jié)果通過流體力學(xué)驗(yàn)算、負(fù)荷性能校核加以分析并推廣至全塔，從而對(duì)浮閥式精餾塔的塔結(jié)構(gòu)進(jìn)行精確定位。此外，在設(shè)計(jì)中賦予了一定的裕度，因此在一定程度上物料的進(jìn)料流量及塔內(nèi)的氣液兩相流量均具有一定的可調(diào)性，大大減少化工生產(chǎn)過程中事故發(fā)生的概率，減少由于事故發(fā)生所造成的損失。此外，設(shè)計(jì)在滿足工藝要求的前提下力求降低生產(chǎn)成本，以確保系統(tǒng)的最優(yōu)化，設(shè)計(jì)方案的可操作性強(qiáng)

21、。第 2 章塔的工藝計(jì)算2.1 塔板數(shù)的求解物料衡算：(1) 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量：M A78kg/kmol ；甲苯的摩爾質(zhì)量： M B92kg/kmol質(zhì)量分?jǐn)?shù)XF0.35； X D 0.98； XW0.017 . 將進(jìn)料、塔頂和釜液的濃度以摩爾分?jǐn)?shù)表示為：35%x F780.388435%65%789298%x D780.98398%2%78921.7%x w1.7%780.0298.3%7892（ 2）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量原料液的平均摩爾質(zhì)量：M F78 0.3884 92(1 0.3884)86.56kg/kmolM D780.98392(10.

22、983)78.24kg/kmolM W780.0292(10.02)91.72kg/kmol（ 3）物料衡算原料處理量： F53600207.95kmol h 186.56總物料衡算： DW207.95苯的物料衡算 207.95 ×0. 38840.983D0.02W聯(lián)立解得： D79.55kmolh 1 ； W128.4kmol h 1理論塔板數(shù)苯和甲苯的混合物是服從拉烏爾定律的理想溶液。在常壓下它們的蒸汽壓及汽液平衡數(shù)據(jù)，如下表所示：3表一苯和甲苯的蒸汽壓及汽液平衡數(shù)據(jù)tP苯P甲苯x 苯y(tǒng) 苯（0 C）KPaKPa摩爾 分?jǐn)?shù)摩爾 分?jǐn)?shù)80.02101.339.01.0001.00

23、084.0114.144.50.8160.91988.0128.450.80.6510.82592.0144.157.80.5040.71796.0161.365.60.3730.594100.0180.074.20.2560.455104.0200.383.60.1520.300108.0222.494.00.0570.125110.6237.7101.300由表一數(shù)據(jù)作如圖2-1 等壓曲線（ t-x 圖）1汽相 2 液相圖 2-1 苯- 甲苯的等壓曲線根據(jù)圖2-1可確定塔頂，塔釜和進(jìn)料溫度分別為：tD 80.50 C ,tw 109.60 C ,t 95.80 C再根據(jù)表 1 數(shù)據(jù)畫出苯甲

24、苯的汽液平衡曲線如圖2-2 ：f =0.3884圖 2-2 苯- 甲苯的 x-y 曲線由于沸點(diǎn)進(jìn)料（ q=1）， Xq=Xf=0.3884,由圖 2-2 的平衡曲線圖可得Yq=0.612由 RminxDyqyqxq 可得xDyq0.9830.612RminxF0.6121.66yq0.3884取實(shí)際操作回流比 R 1.5Rmin1.5 1.66 2.49，則精餾段操作線方程為R12.490.983yR 1 x+ R 1 xD3.49 x3.94苯 - 甲苯二元物系在總壓101.3KPa 下蒸汽壓P A、P1B 由安托萬 <Antoine> 方程計(jì)算：lg PA°= 6.0

25、2232 -1206.350t + 220.237lg PB°= 6.0786 -1343.943t + 219.377已知 tD80.2 0 C , tW1090 C , 根據(jù)安托萬 <Antoine> 方程可得 80.2 時(shí)PA =101.72kpaPB =39.17kpa109時(shí) PA =227.87kpaPB =96.67kpa因苯甲苯體系可近似為理想溶液，故相對(duì)揮發(fā)度可用下式計(jì)算：a=pp0A02Ba D = 101.72 / 39.17 = 2.60故有aW = 227.87/ 96.67= 2.36a = a D ?a W2.60 ? 2.362.48逐板計(jì)

26、算法：(1) 平衡線方程的求算汽液相平衡方程式： xyyy(1) y( 1)y 2.48 1.48 y（ 2）已知 F 207.95kmolh 1D79.55kmol h 1 W128.4kmol h 18、最小回流比R 1.5Rmin 1.5 1.66 2.499、精餾段操作線方程精餾段作線方程為R1xD 2.49 x0.983y1x+0.713x 0.282RR13.493.49精餾段液相摩爾流量： LRD198.08kmolh 1精餾段氣相摩爾流量： V=VLD277.63 kmol h 1提餾段液相摩爾流程： LLqF198.08277.63406.03kmol h 1提段氣相摩爾流程

27、： VV(q1)F277.63kmol h 1V277.63R2.162W128.4提餾段操作線方程：R1xW1.46x 0.009 .yxRR由以上精餾段操作方程和提餾段操作線方程可得：兩操作線交點(diǎn)的橫坐標(biāo)為xf0.3884(5) 理論塔板數(shù)的確定先交替使用相平衡方程 xy和精餾段操作線方程計(jì)算如下：2.48 1.48 yy1xD 0.983相平衡x10.9614 ；y20.9675x20.9277；y30.9435x30.8780；y40.9080x40.8097；y50.8593x50.7247；y60.7987x60.6310；y70.7319x70.5406；y80.6674x80.

28、4638；y90.6127x90.4054y100.5711x100.3647 xf0.3884以下交替使用提餾線操作線方程yy 1.46 x 0.009 和相平衡方程 x2.48 1.48 y得：y111.46 0.3647 0.009 0.5125相平衡；x11 0.3118y120.4462x120.2578 ；y130.3674x130.2002 ；y140.2833x140.1456 ；y150.2036x150.0993；y160.1360x160.0635 ；y170.0837x170.0379y180.0463x180.0205y190.0210x190.0092xW0.02

29、； .故理論板為 19 塊（含塔釜），精餾段有9 塊，第 10 塊為進(jìn)料板。2.1.3實(shí)際塔板數(shù)精餾段的實(shí)際板數(shù)為：N 精918 (層)0.5提餾段的實(shí)際板數(shù)為：N提918 （層）0.5實(shí)際是在第 19 塊塔板進(jìn)料的。2.2塔的有效高度Z(N p1)H T(361) 0.4616.1m2.3密度計(jì)算苯 - 甲苯的密度 1溫度8090100110120苯 kg / m3815803.9792.5780.8768.9甲苯810800.2790.3780.3770.0kg / m31. 精餾段液相因?yàn)樗斠合嘀兄饕獮楸?，所以塔頂液相密度近似為t D80.50C 時(shí)苯的密度，此時(shí)， LD 814.45

30、kg / m3液相體積流量LM 苯198.08 780.0053m3 / sLS3600 LD3600 814.45氣相因?yàn)樗敋庀嘀幸仓饕獮楸剑运敋庀嗝芏冉茷閠D80.5 0C 時(shí)氣體苯的密度PM 苯101.3 782.69kg / m3VD8.314RT(80.5273.1)氣相體積流量 VSVM 苯277.63 782.24m3 / s3600 VD36002.692. 提餾段塔釜的氣液相密度相當(dāng)于甲苯的氣液相密度，即r LW =780.7kg / m3PM 甲苯101.3922.93kg / m3VwRT8.314 (109.6 273.1)液相體積流量 L'SL &#

31、39;M甲苯406.03 920.013m3 / s3600 LW3600780.7'V 'M甲苯277.63923氣相體積流量 VS3600 VW36002.932.421 m / s2.4塔徑1精餾段11LS( L)20.0053(814.45) 20.041VSV2.242.69取板間距 H T0.46m ，取板上液層高度hL0.06m ，則圖中參數(shù)值為：H ThL0.40m根據(jù)以上數(shù)值，由史密斯關(guān)聯(lián)圖2 查得： C200.086m / s因物系表面張力：21.21mN / m11C()5C20( 21.21) 50.086 0.08702020umax CLV0.087

32、0814.45 2.691.51m / sV2.69取安全系數(shù)為 0.7 ，則有空塔氣速 u0.7 1.511.057m / s4VS42.24D3.141.64mu1.057查浮閥塔板間距參考數(shù)值得，所選板間距H T0.46m 合理。2. 提餾段11LS '( LW)20.013( 780.7) 20.088VS 'VW2.422.93查圖可得C200.082m / s18.50mN / m ，11C ( )5C20(18.50 ) 50.082 0.080072020umax CLV0.08007780.7 2.931.31m / sV2.93u0.7 1.310.917m

33、 / s4VS '42.42D3.141.83mu0.917查浮閥塔板間距參考數(shù)值2 得，所選板間距 H T0.46m 合理。根據(jù)計(jì)算，精餾段和提餾段塔徑均圓整為D=2m,此時(shí)兩段的實(shí)際空塔速度為：精餾段4Vs4 2.240.713m / su23.14 22D提餾段u '0.771m/ s相應(yīng)的空塔動(dòng)能因數(shù)為：FK0.7132.691.17FK'0.7712.931.32均屬正常操作范圍2.5 塔的尺寸計(jì)算根據(jù)塔徑和液體的流量，選用弓形降液管，塔板采用單流和分塊式組裝。溢流裝置設(shè)計(jì)堰長(zhǎng)取堰長(zhǎng) lW0.7 D 2 ，即 lW0.721.4m出口堰高h(yuǎn)w hW hL hO

34、W采用平直堰，堰上液層高度hOW 可依式計(jì)算，即hOW2.84E ( Lh ) 3221000lW近似取，因 lW1.4m hL0.06m精餾段Lh0.0053360019.08m3 / hhOW2.841 (19.08) 320.016m10001.4hW0.060.016 0.044m提餾段Lh0.013360046.8m3 / hhOW2.841( 46.8) 23 0.029m10001.4hW0.060.0290.031m故上下兩段堰高均選用40mm弓形降液管寬度 Wd 和面積 Af ，因?yàn)?lW0.7D2AfWd22由圖 查得：0.094 ，0.158則 Af0.094TD20.2

35、95mA4WD0.15820.316m依式Af H T 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即：Ls精餾段0.2950.4625.6s 5s0.0053提餾段0.2950.4610.4s 5s0.013停留時(shí)間 >5s，故降液管尺寸可用。降液管底隙高度 h0： h0Ls2lW u0'精餾段取降液管底隙處液體流速u00.1m / s ，則：0.0053h00.038m1.40.1提餾段取降液管底隙處液體流速u00.2m / s ，則0.013h00.046m1.40.2上下兩段均選用 h00.050m塔板布置及浮閥數(shù)目與排列取閥孔動(dòng)能因子F09 ，精餾段F09u05.5m / sV2.69

36、每層塔板上的浮閥數(shù)NVs2.243424d02u04(0.039)2 5.5取邊緣區(qū)寬度 Wc0.07m 泡沫區(qū)寬度 Ws0.09mW2CD(Wd Ws)2x(0.316 0.09) 0.594m22鼓泡區(qū)面積 Aa2x R2x2R2 arcsin x 2.05m2180R浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距，A02.05則估算排間距 t '0.08m 80 mmNt342 0.075提餾段F09u05.26m / sV '2.93每層塔板上的浮閥數(shù)Vs2.42N386d02u0(0.039)2 5.2644取邊緣區(qū)寬度 Wc0.07m泡沫區(qū)寬度 Ws0.09mR

37、DWC 1 0.07 0.93m2D(Wd Ws )2x(0.316 0.09) 0.594m22鼓泡區(qū)面積 Aa2 x R 2x2R 2 arcsin x 2.05m2180R浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距t0.075m ，則估算排間距A02.05t '0.071m 71mmNt386 0.075考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜100mm，而應(yīng)小于此值，故取t '80mm。按 t75mm,t '80mm ，以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)為340 個(gè)。按 N340重新核算孔速及閥

38、孔動(dòng)能因數(shù)：精餾段4Vs42.245.52m / su03.14 0.0392d0 2 N340F0 u0V 5.522.699.05閥孔動(dòng)能因數(shù) F0 變化不大，仍在 9 12 范圍內(nèi)。塔板開孔率 = u0.71312.9%u05.52若提餾段取的孔數(shù)與精餾段相同，則提餾段4Vs4 2.425.96m / su0 '2 N3.140.0392d0340F0 ' u0 'V ' 5.962.9310.2閥孔動(dòng)能因數(shù)F0 仍在 9 12 范圍內(nèi)。u '0.771塔板開孔率 =12.9%由上所述，塔板開孔率均滿足常壓塔開孔率在10%14% 之間的要求，所以，

39、提餾段的閥孔數(shù)可以與精餾段相同。2.6 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算氣相通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降hphch1h 2（ 1）精餾段 干板阻力臨界孔速73.11(73.116.107 u0 5.52m / su0c () 1.825)1.825V2.69因 u0uoc ，故按下式計(jì)算干板阻力，即：u00.17525.520.175hc 19.919.90.033 mL814.45 板上充氣液層阻力本設(shè)備分離苯和甲苯混合液，即液相為碳?xì)浠峡扇〕錃庀禂?shù)，h10hL2 =0.5 hL0.50.060.03m液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，忽略不計(jì) 2 。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋篽phch10.0330.030.063m單板壓降PphpL g0.063814.459.81503.4Pa0.7 KPa ( 設(shè)計(jì)允許值 )（ 2）提餾段1）干板阻力臨界孔速73.11(73.1u0c () 1.825)V2.9311.8255.83 u05.96m / s因 u0u0 c ，故應(yīng)在浮閥