苯—甲苯混合液篩板精餾塔設(shè)計

1、荊楚理工學(xué)院課程設(shè)計成果學(xué)院：班級：學(xué)生姓名：學(xué)號：設(shè)計地點（單位）：教學(xué)樓 A棟設(shè)計題目：苯一一甲苯混合液篩板精餾塔設(shè)計完成日期：年 月曰指導(dǎo)教師評語：成績（五級記分制）：教師簽名：目錄一 序言 4二 板式精餾塔設(shè)計任務(wù)書 5三 設(shè)計計算 1.03.1 設(shè)計方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集 1.0.3.2 精餾塔的物料衡算 1.3.3.3 塔板數(shù)的確定 1.43.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 1.9.3.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 2.4.3.6 塔板主要工藝尺寸的計算 2.6.3.7 篩板的流體力學(xué)驗算 3.0.3.8 塔板負(fù)荷性能圖 3.5四 設(shè)計結(jié)果一覽表 4.3五 板式塔的結(jié)

2、構(gòu)與附屬設(shè)備 4.5.5.1 接管 4.55.2 冷凝器 4.85.3 再沸器 4.95.4 板式塔結(jié)構(gòu) 5.15.5 加料泵 錯 誤. ! 未定義書簽。5.6 高位槽 5.35.7 貯槽 5.3六 參考書目 5.4七 設(shè)計心得體會 5.5八 附錄 5.6附錄一 板式塔結(jié)構(gòu)簡圖 5.6.附錄二 帶控制點的工藝流程圖 5.6.一 序言化工原理課程設(shè)計是綜合運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， 完成一個單元設(shè)備設(shè)計為主的一次性實踐教學(xué)， 是理論聯(lián)系實際的橋梁， 在整個教學(xué)中起著培養(yǎng)學(xué)生能力的重要作用。 通過課程 設(shè)計，要求更加熟悉工程設(shè)計的基本內(nèi)容， 掌握化工單元操

3、作設(shè)計的主要程序及 方法，鍛煉和提高學(xué)生綜合運用理論知識和技能的能力， 問題分析能力， 思考問 題能力，計算能力等。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)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量劑驅(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行分 離。本設(shè)計的題目是苯甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計，即需設(shè)計

4、一個精餾塔 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)計一板式塔將 其分離。工業(yè)上對塔設(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，操作彈性大； （ 5）結(jié)構(gòu)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。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、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） 。設(shè)計良好 的篩板塔具有足夠的操作彈性，對易引起堵塞的物系可采用大孔徑篩板， 故近年 我國對篩板的應(yīng)用日益增多，所以在本設(shè)計中設(shè)

5、計該種塔型。板式精餾塔設(shè)計任務(wù)書設(shè)計題目：苯一一甲苯混合液篩板精餾塔設(shè)計學(xué)生姓名課程名稱化工原理課程設(shè)計專業(yè)班級地點起止時間、設(shè)計任務(wù)完成精餾塔工藝設(shè)計，精餾設(shè)備設(shè)計，有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計和選用，繪制帶控制設(shè) 計 內(nèi) 容 及 要 求點工藝流程圖，塔板結(jié)構(gòu)簡圖和塔板負(fù)荷性能圖，編制設(shè)計說明書 二、設(shè)計內(nèi)容1. 工藝設(shè)計（1）選擇工藝流程和工藝條件a.加料方式b.加料狀態(tài)c.塔頂蒸汽冷凝方式d.塔釜加熱方式e.塔頂塔底產(chǎn)品的出料狀態(tài)塔頂產(chǎn)品由塔頂產(chǎn)品冷卻器冷卻至常溫。（2）精餾工藝計算:a. 物料衡算確定各物料流量和組成b. 經(jīng)濟核算確定適宜的回流比根據(jù)生產(chǎn)經(jīng)常費和設(shè)備投資費綜合核算最經(jīng)濟原則，確定

6、適宜回流比。C.精餾塔實際塔板數(shù)確定全塔理論塔板數(shù)以及精餾段和提餾段各自的理論塔板數(shù)。然后根據(jù)全塔效率ET,求得全塔、精餾段、提餾段的實際塔板數(shù)，確定加料板位置。2. 精餾塔設(shè)備設(shè)計(1) 選擇塔型和板型采用板式塔，板型為篩板塔。(2) 塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計和流體力學(xué)計算(3) 繪制塔板負(fù)荷性能圖畫出精餾段或提餾段某塊的負(fù)荷性能圖。(4) 有關(guān)具體機械結(jié)構(gòu)和塔體附件的選定*接管規(guī)格：根據(jù)流量和流體的性質(zhì)，選取經(jīng)驗流速，選擇標(biāo)準(zhǔn)管道。*全塔高度：包括上、下封頭，裙座高度。3附屬設(shè)備設(shè)計和選用(1) 加料泵選型，加料管規(guī)格選型加料泵以每天工作3小時計(每班打1小時)。大致估計一下加料管路上的管件和閥門。(

7、2) 高位槽、貯槽容量和位置高位槽以一次加滿再加一定裕量來確定其容積。貯槽容積按加滿一次可生產(chǎn)10天計算確定。（3）換熱器選型對原料預(yù)熱器，塔底再沸器，塔頂產(chǎn)品冷卻器等進行選型。（4）塔頂冷凝器設(shè)計選型根據(jù)換熱量，回流管內(nèi)流速，冷凝器高度，對塔頂冷凝器進行選型設(shè)計。4. 編寫設(shè)計說明書設(shè)計說明書應(yīng)根據(jù)設(shè)計指導(dǎo)思想闡明設(shè)計特點，列出設(shè)計主要技術(shù)數(shù)據(jù)，對有關(guān) 工藝流程和設(shè)備選型作出技術(shù)上和經(jīng)濟上的論證和評價。應(yīng)按設(shè)計程序列出計算 公式和計算結(jié)果；對所選用的物性數(shù)據(jù)和使用的經(jīng)驗公式圖表應(yīng)注明來歷。設(shè)計說明書應(yīng)附有帶控制點工藝流程圖，塔板結(jié)構(gòu)簡圖。5. 注意事項：寫出詳細(xì)計算步驟，并注明選用數(shù)據(jù)的來源

8、；每項設(shè)計結(jié)束后，列出計算結(jié)果明細(xì)表；設(shè)計說明書要求字跡工整，裝訂成冊上交。設(shè)計參數(shù)原始數(shù)據(jù)：年處理量：70000噸料液初溫：35 C料液濃度：50% （苯質(zhì)量分率）塔頂產(chǎn)品濃度：98% （苯質(zhì)量分率）塔底釜液含甲苯量不低于 98%（以質(zhì)量計）每年實際生產(chǎn)天數(shù)：330天（一年中有一個月檢修）精餾塔塔頂壓強：4 kpa （表壓）冷卻水溫度：30 C飽和水蒸汽壓力：2.5kgf/cm 2（表壓）設(shè)備型式：篩板塔進度 要 求第一天：根據(jù)課程設(shè)計任務(wù)書查閱相關(guān)資料。第二天：根據(jù)設(shè)計任務(wù)和工藝要求，確定設(shè)計方案。第二天：確疋塔徑、塔咼等工乙尺寸。第四天：進行塔板設(shè)計。第五天：進行流體力學(xué)驗算第六天：繪制

9、負(fù)荷性能圖，編寫工藝計算結(jié)果。第七天：進行塔附件設(shè)計第八天：進行附屬設(shè)備設(shè)計及選型第九天：繪制帶控制點工藝流程圖，整理設(shè)計說明書第十天：答辯參考 資 料1 馬江權(quán)等.化工原理課程設(shè)計M.北京：中國石化出版社，20092 陳英南.常用化工單元設(shè)備的設(shè)計M.上海：華東理工大學(xué)出版社，19933 譚天恩.化工原理（第二版）下冊.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，1998其/、它說明本表應(yīng)在每次實施前一周由負(fù)責(zé)教師填與二份，教研室審批后交學(xué)院院備案， 一份由負(fù)責(zé)教師留用。若填寫內(nèi)容較多可另紙附后。一題多名學(xué)生共用的，在設(shè)計內(nèi)容、參數(shù)、要求等方面應(yīng)有所區(qū)別。教研室主任:指導(dǎo)教師：2013年11月18日三 設(shè)計計算3

10、.1 設(shè)計方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集本設(shè)計任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。 由于對物料沒有特殊的要求， 可以在常 壓下操作。對于二元混合物的分離， 應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。 設(shè)計中采用泡點進料， 將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷 凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)， 其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔底設(shè)置再沸器采用間接蒸汽加熱， 塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。 其中由于 蒸餾過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝， 熱效率比較低， 但塔頂冷凝器放出 的熱量很多， 但其能量品位較低， 不能直接用于塔釜

11、的熱源， 在本次設(shè)計中設(shè)計 把其熱量作為低溫?zé)嵩串a(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預(yù)熱器的熱源之一， 充分利用了能 量。塔板的類型為篩板塔精餾， 篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔， 孔徑一般為38mm，篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備， 它的主要優(yōu)點有：(1 )結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的 60 %，為浮閥塔 的 80左右。(2 )處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加 1015 %。(3 )塔板效率咼，比泡罩塔咼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

12、)。(3 )小孔篩板容易堵塞。數(shù)據(jù)搜集:表1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項目分子式分子量M沸點(C)臨界溫度tc(C)臨界壓強Pc(kPa)苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H 5 CH392.13110.6318.574107.7表2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度(C )80.1859095100105110.6Pa° ,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0Pb , kPa40.046.054.063.374.386.0表3苯和甲苯的液相密度溫度(C )8090100110120苯,kg/ m3815803.9792.578

13、0.3768.9甲苯,kg/ m3810800.2790.3780.3770.0表4 液體表面張力溫度8090100110120苯，mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，mN/m21.6920.5919.9418.4117.31表5液體粘度 L溫度（C）8090100110120苯（mPa s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mPa s）0.3110.2860.2640.2540.228表6 苯一甲苯物系在總壓101.3kPa下的t x（y）關(guān)系t/ C80.184889296100104108110.6x10.8160.6510.5040.3

14、730.2560.1520.0570y10.9190.8250.7170.5940.4550.3000.1250表7 常壓下苯一一甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中苯的摩爾分率氣相中苯的摩爾分率Cxy110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.1

15、87.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.03.2精餾塔的物料衡算(1)原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量 Ma 78.11kgkmol甲苯的摩爾質(zhì)量 M B 92.13kgkmolXf0.5410.5/78.110.5/78.110.5/92.13Xd0.98/78.110.98/78.11 0.02/92.130.983XW0.02/78.110.02/78.1

16、1 0.98/92.130.0235(2)原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量M F0.578.110.592.1385.12kgkmol 1M d0.9878.11(10.98)92.1378.39kgkmol 1M w(1 -0.98)78.110.9892.1391.85kgkmol 1(3)物料衡算原料處理量 F7000000085.1233024103.83kmol h總物料衡算D W 103.83苯物料衡算0.983D0.0235W103.830.541聯(lián)立解得D 56.00kmol hW 47.83kmol h3.3塔板數(shù)的確定(1)理論板層數(shù)Nt的求取苯一甲苯屬理想物系，可采逐

17、板計算求理論板層數(shù)求最小回流比及操作回流比查得苯一甲苯物系的氣、液平衡數(shù)據(jù)(表6)，繪出t x(y)圖,采用作圖法求最小回流比。泡點進料q 1，在t x(y)圖中對角線上，自點f (0.541,0.541)作垂線fe即為進料線(q 線)，該線于平衡線的交點坐標(biāo)為:e(0.541，0.7442)，故最小回流比為：RminXdyeyeXe0.9830.7442卩竺 1.1750.541故操作回流比為：R2Rmin1.1752.35求精餾塔的氣、液相負(fù)荷2.3556.00131.60kmol h 1(R1)D(2.351)56.00187.60kmol h 1qF131.60103.831235.4

18、3 kmol h(q1)F187.60kmol求操作線方程精餾段操作線方程為:ynXd0.701xn0.293提餾段操作線方程為:ymWxwV1.255Xm0.00599 逐板計算法求理論板層數(shù)又根據(jù) （Rmin） q 11Xd1憶(1Xd)1Xf可解得2.469相平衡方程y1(1)x，即2.469x11.469x變形得xy2.4691.469y精餾段用精餾段操作線方程和相平衡方程進行逐板計算,y1Xd().983，X1y10.959，2.4691.469 y1y20.701X10.2930.965，X2y20.918，2.4691.469 y2ya0.701x20.2930.937，X3y3

19、0.857，2.4691.469y3y40.701x30.2930.894，X4y40.773，2.4691.469y4y50.701x40.2930.835，X5y50.672，2.4691.469y5y60.701x50.2930.764，X60.568，2.4691.469 yy70.701x60.2930.691，X7y70.475，2.4691.469 y7提餾段用提餾段操作線方程和相平衡方程進行逐板計算,y81.255x70.005990.591， x8ys2.4691.469y80.369，y91.255x80.005990.457，y101.255x90.005990.313，

20、yn1 .255x100.005990.189，y121.255x110.005990.103，y131.255x120.005990.050，X9y90.254，2.4691.469y9X10y100.156，2.4691.469y10X11yn0.086，2.4691.469 y11X12y120.044，2.4691.469 y12X13y130.021，2.4691.469y13因此，理論板數(shù)為Nt13 (包括再沸器)，進料板位置為第七層板,(2)實際板層數(shù)的求取板效率可用奧康奈爾公式Et0.49( l) 0.245 計算,式中一一塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度；l 塔頂與塔底平均溫

21、度下的液相粘度 mPa s，平均溫度 利用表7中數(shù)據(jù)和Xf，Xd， Xw，由拉格朗日插值可求得tF、tD、tw ,91.490.11tF91.450.055.054.150，80.6680.21tD80.6697.099.098.397，109.91108.79tW109.91tF :tD :t1tFtD1390.34C80.37C精餾段平均溫度:提餾段平均溫度：t22.351 ，90.3480.37290.34109.1585.36C109.15C99.74C組成液相組成85.4485.36X175.0x1185.4484.4080.075.0，氣相組成y1:85.4485.36y188.5

22、y185.4484.4091.288.5，提餾段：液相組成X2 :100.7599.74X220X2100.7598.842520，氣相組成10Q7599.74y237.2，y2y2 :10Q7598.8444.237.2相對揮發(fā)度精餾段揮發(fā)度:由XA0.7538 ,y0.8871得Xb所以YaXb0.88710.24622.566，YbXa0.11290.7538提餾段揮發(fā)度:由XA0.2264 ,0.4090 得 xB所以yAXB0.40900.77362.365，YbXa0.59100.2264粘度精餾段，£85.36C，查手冊得，苯：A0.3033mPa s甲苯：B0.305

23、8mPa s故1aXabXb0.30330.75380.3058精餾段:0.75380.88710.22640.40900.2462 ,0.7736 ,0.2462yB0.1129yB0.59100.3039mPa s提餾段,t299.74C，查手冊得，A0.2633mPa s，B0.2683mPa s故2aXabXb0.26330.22640.26830.77360.2672mPa s 板效率精餾段，Et0.49(提餾段，Et0.49( 實際板層數(shù)精餾段實際板層數(shù) N精提餾段實際板層數(shù) N提故全塔所需實際塔板數(shù)：、0.245)0.49(2.566、0.2452)0.49(2.36560.52

24、11.5412，60.5510.9111，NpN精N提121123，0.2450.3039)0.52，0.2450.2672)0.55，全塔效率：EtNtNp131230.52,加料板位置為第13塊板。3.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算(1)操作壓力計算塔頂操作壓力Pd101.34105.3kPa每層塔板壓降P0.7kPa進料板壓力Pf105.30.712113.7kPa塔底操作壓力Pw105.30.723121.4kPa精餾段平均壓力Pm(105.3113.7) 2109.5kPa提餾段平均壓力pm(113.7121.4) 2117.55kPa(2)平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計

25、算:由 x10.959，y10.983 可得M L, D5 m0.95978.11(10.959)92.1378.68kgkmol 1M V, D5 m0.98378.11(10.983)92.1378.35kgkmol 1進料板平均摩爾質(zhì)量計算：由理論板計算，得Xf0.475，yF0.691，M L F0.475，m78.11(10.475)92.1383.63kgkmol 1M v f0.691m78.11(10.691)92.1382.44kgkmol 1塔釜平均摩爾質(zhì)量計算由理論板計算，得Xw0.021，0.050，Mlw0.021m78.11(10.021)92.1391.84kgk

26、mol 1M V W0.050m78.11(10.050)92.1391.43kgkmol 1精餾段平均摩爾質(zhì)量81.16kg kmol一78.6883.63M LmMVm7835嚴(yán)提餾段平均摩爾質(zhì)量MVm83.6391.84282.4491.43280.40kgkmol 187.74kgkmol 186.94kgkmol 1(3)平均密度計算氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算,精餾段VmPmMvmRTm109.580.408.314(85.36273.15)2.95kg提餾段VmPmMvmRTT8.314117.5586.94(99.74273.15)3.30 kg液相平均密度計算aAa

27、BLmLALB塔頂:aAx,0.959 ,aB0.041由tD80.37C，查手冊,814.82kg m811.19kg則丄L, Dm0.959814.820.041811.19L，Dm814.70kg進料板:aAXf0.541 ,aB0.459由tF90.34C，查手冊,803.67kgm 3,b 801.18kg m 3,則1L, Fm0.5410.459802.51kg m 3803.67801.18 L,Fm塔釜：0.0210.979X13aB3a由tF109.15C，查手冊,781.94kg m 3,781.78kg則L,Wm精餾段Lm提餾段Lm0.0210.979781.94781

28、.78814.70802.512802.51781.782L，Wm781.78kg808.61kg792.15kg(4)液體平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即：nLmxi ii 1塔頂液相平均表面張力的計算：由tD80.37C ,查手冊，得A21.08mN1 1m , B21.53mN mL,Dm0.95921.080.04121.5321.10mN m進料板液相平均表面張力的計算：由tF90.34C ,查手冊,得A19.83mN1m ,1B20.41 mN mL,Fm0.54119.830.45920.4120.10mN m塔釜液相平均表面張力的計算:由tw109.15C，查手冊

29、，得117.55mN m ， B18.34mNL,Wm0.02117.550.97918.3418.32mN精餾段液相平均表面張力為:Lm21.10 20.1020.60mN提餾段液相平均表面張力為:Lm20.1018.3219.21mN(5)液體平均粘度計算液相平均黏度依下式計算，即:lg LmXi lg i塔頂液相平均粘度的計算：由tD 80.37C，查手冊，得A 0.319mPa s， B 0.320mPa s，lgL,Dm0.959 lg 0.3190.041 lg 0.320，得 l, Dm0.319mPa s，進料板液相平均粘度的計算：由tF90.34C，查手冊，得0.289mPa

30、 s， B0.292mPa s，lg L0.541 lg 0.2890.459 lg 0.292，得 L F 0.290mPa s，m塔釜液相平均粘度的計算：由tw109.15C，查手冊，得A0.241mPa s，B0.246mPa s，lgL,Dm0.021 lg0.2410.979lg 0.024，得l d0.246mPa， ms，精餾段液相平均粘度為：0.3190.2900.305mPS，Lm2提餾段液相平均粘度為：0.2900.2460.268mPSLm23.5精餾塔的塔體工藝尺寸計算(1)塔徑的計算對于精餾過程，由于精餾段和提提餾段的氣、液相符合及物性數(shù)據(jù)不同，故設(shè)計中兩段的塔徑應(yīng)分

31、別計算。(一)精餾段VsVMVv m187.680.403600 vv m36002.95LsLM L匚m131.681.163600 Lm3600808.61由 UmaxCLV/ V10.2式中C由式CC20 L20計算，其精餾段的氣、液相體積流率為:1.42m3s 10.0037m3 s 1C20由史密斯關(guān)系圖查取，圖的橫坐標(biāo)為:LhLVhV0.00373600808.610.04311.4236002.95取板間距Ht0.40m，板上液層咼度hL0.06m，則:HthL0.40.060.34 m查史密斯關(guān)系圖得C200.0780.20.220.60C0.078L0.0780.078520

32、20UmaxCLV0.0785808.612.95VV2.95取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣數(shù)為：U0.7Umax0.71.2970.908m s 1D代41.421.411m3.140.9081.297m s（二）提餾段提餾段的氣、液相體積流率為:VsVMvv m3600 vv m187.686.9436003.301.37m3sLSLM L3600 ,235.4387.743600792.150.0072m3s取板間距Ht0.40m，板上液層高度hL0.06m，則:HthL0.40.060.34 m史密斯關(guān)系圖橫坐標(biāo)為:LhVh0.007236001.373600792.15 123.300

33、.081查史密斯關(guān)系圖得C200.072Umax0.0720.2L200.0720.07140.219.21200.0714792.153.303.301.104m s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣數(shù)為：u0.7umax0.71.1040.773m sr/4VT41.37d "cDJJ 1.503mV u 3140.773綜上，按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D 1.6m ,塔截面積為： At0.785D20.785 1.622.01m2精餾段空塔氣數(shù)u %j4%01 0.706m s 1提餾段空塔氣數(shù)uVs A1.372010.682m s1(2)精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為：Z精(N精

34、提餾段有效高度為：Z提(N提1)Ht(121)0.44.4m1)Ht(111)0.44m0.8m，故精餾塔的有效高度為:在進料板上方開一人孔，其高度為Z 精Z 提 0.84.440.89.2m3.6塔板主要工藝尺寸的計算(一)精餾段(1) 溢流裝置的計算因塔徑D 1.6m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下:堰長lw :取lw0.66D0.661.61.06m。溢流堰高度hw:由 hwhLhow，選用平直堰，堰上液層高度how由式how2.841000LhlW23計算,近似取E 1，則how竺110000.00373600 231060.015m取板上清液層高度hL 0.06

35、m，故hwhLhow0.060.0150.045m。 弓形降液管寬度Wd和截面積Af :0.66，查弓形降液管參數(shù)圖,AAT0.0722，則 Wf0.07222.010.145m Wd0.1241.6D o.124，0.198m驗算液體在降液管中停留時間:3600AfHT36000.1450.4Lh0.0037360015.68s 5s故降液管設(shè)計合理。降液管底隙高度ho:取降液管底隙高度u。0.1ms 1，則h°0.003736003600lwu036001.06 0.10.034mhwh00.0450.0340.011m0.006m故降液管底隙高度設(shè)計合理。（2）塔板布置 塔板的

36、分塊。因D1.6m，故塔板米用分塊式。塔板分為4塊 邊緣區(qū)寬度確定:取 WSWs0.065m， Wc0.035m 開孔區(qū)面積計算。開孔區(qū)面積按式其中xD2(WdWs)0.8RD2Wc0.80.035故A2(0.537J0.76520.5372R2.sin1 -計算180R(0.1980.065)0.537 m0.765m3.14小亠2.1 0.537、“小20.765sin)1.50m1800.765Aa2 x, R2x2 篩孔計算及其排列由于苯和甲苯?jīng)]有腐蝕性，可選用 3mm碳鋼板，取篩孔直徑d。 5mm篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為：t 3d03 5 15mm篩孔數(shù)目n為：n1.155

37、Aa t2開孔率為：1.1551.500.01527700個殳噸牛）2。如（益）2仞氣體通過篩孔的氣速為:UoVsAVs1.42Aa0.1011.509.37m s(二)提餾段(1) 溢流裝置的計算堰長lw :取lw0.75D0.751.61.2m溢流堰咼度hw :2.84,0.00723600 鴛how10.022m10001.2取板上清液層高度hL 0.06m ,故 hwhLhow0.060.0220.038m。Af0.125 ,WdAtD0.1751.60.28m0.28 , 弓形降液管寬度Wd和截面積Af :由lw D 0.75，查弓形降液管參數(shù)圖，得則 Af0.1252.010.25

38、1m Wd驗算液體在降液管中停留時間：13.94s 5s3600AfHT36000.2510.4Lh0.00723600故降液管設(shè)計合理。 降液管底隙高度h0:取降液管底隙流速U00.2m s 1，貝Uh0Lh0.007236003600lwU036001.2 0.20.030m故降液管底隙高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤，深度hw0.05m(2) 塔板布置塔板布置與精餾段相同，氣體通過篩孔的氣速為：U0VsVs1.379.04 m sA0Aa0.1011.503.7篩板的流體力學(xué)驗算(一)精餾段C00.772故he1V2U012.952gLC029.81808.61 氣體通過液層的阻力hi計算2

39、9.370.7720.0274 m氣體通過液層的阻力hL由下式計算，即(1)塔板壓降干板阻力he計算。干板阻力由he12g2VU0計算:LC0由d05 31.67，查干篩孔的流量系數(shù)圖得hihLVsAtAf2.010.1450.761m sFoVm0.7612951.31kg12 /(sm12)查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得0.62 ,hL0.620.060.0372m液體表面張力的阻力h計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h由下式計算，即:4 LLgd。20.6010 3808.619.810.0050.00208m氣體通過每層塔板的液柱高度hp按下式計算:hphch,h 0.02740.03720.00208

40、0.067m氣體通過每層塔板的壓降為:pphp Lg0.067808.619.81531.48Pa 0.7Kpa(2)液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計的塔徑和液流量均不大， 故可忽略液面落差的影響。(3) 液沫夾帶液沫夾帶按下式計算:65.710eUa3.2lHt2.5hL0.0098kg液 / kg氣0.1kg液5.720.60kg氣10 610 30.7610.402.50.063.2故液沫夾帶量ev在允許的范圍內(nèi)(4) 漏液對篩板塔，漏液點氣速Uo. min可由以下公式計算:U°. min4.4C°t； 0.00560.13hLhL /V4.40.772 .

41、 (0.00560.130.060.00208)814.70 / 2.956.01m s 1實際氣速u09.37m / sU0. min穩(wěn)定系數(shù)為KU°Z；U0,min9.37.6.011.561.5故在本設(shè)計中無明顯漏液。液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從下式的關(guān)系，即：Hd(Ht hw)苯一甲苯物系屬一般物系，取0.5，貝(Hthw)0.5(0.400.045)0.2225m而 出 hp 1%1%塔板不設(shè)進口堰，hd可由下式計算，即：2hd 0.153 丄 0.153 u0 20.1530.120.00153m1 wh0Hd 0.0670.060.001530.12

42、9Hd(Hthw)故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。(二)提餾段(1) 塔板壓降he1V2U013.302gLC029.81792.15干板阻力he計算。C。0.772 , 氣體通過液層的阻力hi計算29.040.0291m0.772氣體通過液層的阻力hL由下式計算，即h1hLF。VsAtAfU a . Vm1.372.010.2510.779m s0.7793.301.40kg12 /(sm12)查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得0.60，故AhL0.600.060.036m液體表面張力的阻力h計算h4 L419.2110 30.00198mLgd°792.159.810.005hPheh1h0.02

43、910.0360.001980.067mPphp Lg0.067792.159.81520.66 Pa0.7 Kpa(2) 液面落差本設(shè)計可忽略液面落差的影響(3) 液沫夾帶5.710 63.2Ua5.710 6LHt2.5hL319.21100.011kg 液/ kg氣0.1kg液/ kg氣故液沫夾帶量ev在允許的范圍內(nèi)0.7790.402.50.063.2漏液u0. min4.4C0J 0.00560.13hL h L / v/ 3.304.40.772、(0.00560.130.060.00198)792.1515.62m s實際氣速 U09.04m / sUo.min穩(wěn)定系數(shù)為KU"9°% 62!.611.5.' 0 , min'故在本設(shè)計中無明顯漏液。液泛為防止液泛，降液管內(nèi)液層咼 Hd(Ht hw)取0.5，則:(Hthw)0.5(0.400.038)0.219mhd0.153ls220.153 U020.1530.20.0061mlw h0Hd0.0670.060.00610.133Hd(Hthw)故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。3.8塔板負(fù)荷性能圖(一)精餾段(1) 漏液線由Uo,min4.4C。.(0.00560