化工原理課程設(shè)計(jì)-5萬噸年苯-甲苯精餾塔設(shè)計(jì)

1、提供全套畢業(yè)設(shè)計(jì)，歡迎咨詢 Wuhan Institute of Technology 課程設(shè)計(jì)說明書 武漢工程大學(xué) Wuhu Institute of Technology 材料科學(xué)與工程學(xué)院 課程設(shè)計(jì)說明書 課題名稱 5 萬噸/年苯-甲苯精餾塔設(shè)計(jì) 專業(yè)班級(jí) _ 11 級(jí)高材試驗(yàn) 1 班 學(xué)生學(xué)號(hào) _ 1102020607 _ 學(xué)生姓名 _ 學(xué)生成績(jī) _ 指導(dǎo)教師 _ 課題工作時(shí)間 6 月 18 日至 6 月 30 日I 這次設(shè)計(jì)的任務(wù)是設(shè)計(jì)出一個(gè)較理想的年處理苯 -甲苯混合液5.0萬噸的浮 閥精餾塔，進(jìn)料口的甲苯-苯混合液的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為40%，塔頂餾出液的質(zhì)量分?jǐn)?shù) 為94%，塔底釜液質(zhì)量分

2、數(shù)為3%。通過對(duì)苯-甲苯體系精餾塔的物料衡算、塔板 數(shù)的確定、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算、 繪圖等過程，設(shè)計(jì)出較理 想的精餾塔。精餾塔理論塔板數(shù)為 12塊，全塔效率53.9%。理論精餾段塔板4 塊，理論提餾段8塊，第5塊為加料板。通過浮閥塔板的流體力學(xué)的計(jì)算，做出 精餾段塔板負(fù)荷性能圖，得到較理想的操作彈性為3.51。最終設(shè)計(jì)出合理的塔徑 為1.2m,塔高為21.5m的精餾塔開孔率為13.8%。 關(guān)鍵詞：苯-甲苯體系；浮閥板；精餾塔II Abstract The desig n task is to desig n an ideal year deal with benzene -

3、tolue ne mixture of 50,000 tons of float valve distillati on colum n, the in let tolue ne - benzene mixture mass fractio n of 40%, the overhead distillate the mass fractio n of 94%, kettle bottoms liquid mass fraction of 3%. Through the benzene - toluene system to determine material balanee distilla

4、tion column, plate number calculated distillation column process con diti ons and related physical data, graphics and other processes to desig n an ideal distillati on colu mn. Distillati on colu mn theoretical plate nu mber of 12, 53.9% of the whole tower efficie ncy. 4 theoretical plate rectifyi n

5、g sect ion, stripp ing secti on 8 theory, the fifth block of the charg ing plate. By hydrod yn amic calculati ons valve trays, make rectifyi ng secti on tray load performa nee chart, get an ideal operati ng flexibility to 3.51. The final desig n is a reas on able tower diameter 1.2m, 21.5m high towe

6、r of the distillation column , opening rate of 13.8%. Key words: benzen e-tolue ne system;float valve plate;rectifyi ng towerIV 目錄 摘要 . I Abstract .II 第一章設(shè)計(jì)方案的選擇 . 1 1.1 操作條件的確定 . 2 1.1.1 操作壓力 . 2 1.1.2 進(jìn)料狀態(tài) . 2 1.1.3 加熱方式 . 2 1.2 確定設(shè)計(jì)方案的原則 . 2 1.2.1 滿足工藝和操作的要求 . 3 1.2.2 滿足經(jīng)濟(jì)上的要求 . 3 1.2.3 保證安全生產(chǎn) .

7、3 第二章物料衡算與塔板計(jì)算 . 5 2.1 精餾塔的物料衡算 . 5 2.1.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 . 5 2.1.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 . 5 2.1.3 全塔總物料衡算 . 5 2.2 塔板數(shù)及最小回流比的確定 . 6 2.2.1 理論板數(shù)與最小回流比 . 6 2.2.2 實(shí)際板層數(shù)的求取 . 12 第三章精餾塔有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 . 15 3.1 操作壓力計(jì)算 . 15 3.2 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 . 15 3.3 平均密度計(jì)算 . 16 3.3.1 氣相平均密度計(jì)算 . 16 3.3.2 液相平均密度計(jì)算 . 17 3.4 液體平均表面張力計(jì)算 .

8、18 3.5 液體平均粘度計(jì)算 . 18 第四章精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 . 20 4.1 塔徑的計(jì)算 . 20 4.1.1 精餾段與提餾段塔徑計(jì)算 . 20 4.1.2 實(shí)際空塔氣速 . 22 4.2 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 . 23 4.2.1 精餾段溢流裝置計(jì)算 . 23 4.2.2 提餾段溢流裝置計(jì)算： . 25 4.3 塔板布置 . 26 4.3.1 塔板的分塊 . 26 4.3.2 邊緣區(qū)寬度 . 27 4.3.3 開孔區(qū)面積計(jì)算 . 27 4.3.4 浮閥的數(shù)目及其排列 . 27 V 第五章 浮閥塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算 . 30 5.1 氣體通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降 . 30 5.2 溢

9、流液泛 . 31 5.3 漏液點(diǎn) . 31 5.4 液沫夾帶 . 32 第六章塔板負(fù)荷性能圖 . 34 6.1 漏液線 . 34 6.2 霧沫夾帶線 . 34 6.3 液相負(fù)荷上限線 . 34 6.4 液相負(fù)荷下限線 . 34 6.5 溢流液泛線 . 35 6.6 精餾段塔板負(fù)荷性能圖 . 35 第七章塔體結(jié)構(gòu) . 37 7.1 塔頂空間高度HD . 37 7.2 塔底空間高度HB . 37 7.3 進(jìn)料空間高度HF . 37 7.4 裙座 3 5m . 37 7.5 人孔 . 37 7.6 筒體的厚度 . 38 7.7 封頭 . 38 7.8 板式塔有效高度和總高度 . 38 7.8.1 精

10、餾塔有效高度計(jì)算 . 38 7.8.2 板式塔總高度 . 38 第八章設(shè)計(jì)結(jié)果總匯 . 39 8.1 各主要流股物性匯總 . 39 8.2 浮閥塔設(shè)計(jì)參數(shù)匯總 . 39 第九章設(shè)計(jì)感悟 . 41 參考文獻(xiàn) . 42 附錄 . 421 第一章設(shè)計(jì)方案的選擇 塔設(shè)備是石油、化工生產(chǎn)中廣泛使用的重要生產(chǎn)設(shè)備，在石油、化工、輕工 等生產(chǎn)過程中，塔設(shè)備主要用于氣、液兩相直接接觸進(jìn)行傳質(zhì)傳熱的過程，如精 餾、吸收、萃取、解吸等，這些過程大多是在塔設(shè)備中進(jìn)行的。 浮閥塔是在塔盤板上開許多圓孔，每一個(gè)孔上裝一個(gè)帶三條腿可上下浮動(dòng)的 閥。浮閥是保證氣液接觸的元件，浮閥的形式主要有 F-1型、V-4型、A型和十

11、字架型等，最常用的是F-1型。F-1型浮閥有輕重兩種，輕閥厚1.5mm、重25g, 閥輕慣性小，振動(dòng)頻率高，關(guān)閥時(shí)滯后嚴(yán)重，在低氣速下有嚴(yán)重漏液，宜用在處 理量大并要求壓降小(如減壓蒸餾)的場(chǎng)合。重閥厚 2mm、重33g，關(guān)閉迅速， 需較高氣速才能吹開，故可以減少漏液、增加效率，但壓降稍大些，一般采用重 閥。 操作時(shí)氣流自下而上吹起浮閥，從浮閥周邊水平地吹入塔盤上的液層；液 體由上層塔盤經(jīng)降液管流入下層塔盤， 再橫流過塔盤與氣相接觸傳質(zhì)后，經(jīng)溢流 堰入降液管，流入下一層塔盤。 盤式浮閥塔盤具有如下優(yōu)點(diǎn)： (1) 處理量較大，比泡罩塔提高 2040%，這是因?yàn)闅饬魉絿姵觯瑴p少了霧 沫夾帶，以及

12、浮閥塔盤可以具有較大的開孔率的緣故。 (2) 操作彈性比泡罩塔要大。 (3) 分離效率較高，比泡罩塔高15%左右。因?yàn)樗P上沒有復(fù)雜的障礙物，所 以液面落差小，塔盤上的氣流比較均勻。 (4) 壓降較低，因?yàn)闅怏w通道比泡罩塔簡(jiǎn)單得多，因此可用于減壓蒸餾。 (5) 塔盤的結(jié)構(gòu)較簡(jiǎn)單，易于制造。 (6) 浮閥塔不宜用于易結(jié)垢、結(jié)焦的介質(zhì)系統(tǒng)，因垢和焦會(huì)妨礙浮閥起落的靈 活性。 現(xiàn)在，對(duì)篩板塔的結(jié)構(gòu)、性能有充分的研究。只要設(shè)計(jì)合理、操作正確，就 可以獲得較滿意的塔板效率和一定的操作彈性，故近年來篩板塔的應(yīng)用日趨廣 泛。 1.1 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

13、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 汽的冷凝方式等。 2 1.1.11.1.1 操作壓力 蒸餾操作通?？稍诔?、加壓和減壓下進(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。 對(duì)于沸點(diǎn)低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應(yīng)在加壓下進(jìn)行蒸餾。當(dāng)物性無特 殊要求時(shí)，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當(dāng)?shù)靥岣?操作壓力可以提高塔的處理能力。有時(shí)應(yīng)用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫 度后，便于利用蒸汽冷凝時(shí)的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝， 從而 減少蒸餾的能量消耗。 1.1.21.1.2 進(jìn)料

14、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； 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。 本設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料。 1.1.31.1.3 加熱方式 蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱， 設(shè)置再沸器。有時(shí)也可采用直接 蒸汽加熱。采用直接蒸汽加熱時(shí)，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力， 以便克服 蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。本設(shè)計(jì)采用間接蒸汽加熱。 1.2 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)

15、、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)。 1.2.11.2.1 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。其3 次所定的設(shè)計(jì)方案需要有一定的操作彈性。 因此，在必 要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計(jì)算傳熱面積和選取操作 指標(biāo)時(shí)，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動(dòng)。再其次，要考慮必需裝置的儀表 （如溫 度計(jì)、壓強(qiáng)計(jì)，流量計(jì)等）及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測(cè)生產(chǎn)過 程是否正常，從而幫助找出不

16、正常的原因，以便采取相應(yīng)措施。 1.2.21.2.2 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。又如冷卻水出口溫度的高 低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小， 即對(duì)操作 費(fèi)和設(shè)備費(fèi)都有影響。同樣，回流比的大小對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)也有很大影響。 本 設(shè)計(jì)采用循環(huán)工藝，以節(jié)能，詳見換熱器處。 1.2.31.2.3 保證安全生產(chǎn) 苯屬有毒物料，不能讓其蒸汽彌漫車間。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。 以上三項(xiàng)原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。 1.3 塔設(shè)備的用材 塔體: 鋼材，有色金屬或非金屬耐腐蝕材料，

17、鋼殼襯砌襯、涂非金屬材料。 塔板: 鋼為主，陶瓷、鑄鐵為輔。 填料: 瓷、鋼、鋁、石墨、尼龍、聚丙烯塑料。 裙座： 一般為炭鋼。 4 14 設(shè)計(jì)所需技術(shù)參數(shù) 原料： 苯、甲苯 原料溫度： 25 r 處理量： 5萬噸/年 原料組成： 苯的質(zhì)量分率40% 分離要求： 塔頂苯的質(zhì)量分率94%，塔底苯的質(zhì)量分率3% 生產(chǎn)時(shí)間： 300 天 /年 冷卻水進(jìn)口溫度：25 C 加熱劑： 0.9MPa飽和水蒸汽 單板壓降： 0.94866/(80.79 044019)=0.9555 式中 F-原料液流量 D塔頂產(chǎn)品量 W塔底產(chǎn)品量 2.2 塔板數(shù)及最小回流比的確定 2.2.12.2.1 理論板數(shù)與最小回流比

18、(1)設(shè)定工藝操作條件可知：q=1 q=1 (泡點(diǎn)進(jìn)料) 表1苯-甲苯的汽液相平衡數(shù)據(jù) 苯的液相 X 苯的氣相 y 溫度T 0.000 0.000 110.6 0.088 0.212 106.1 0.200 0.370 102.2 0.300 0.500 98.6 0.397 0.618 95.2 0.489 0.710 92.1 0.592 0.789 89.4 0.700 0.853 86.8 0.803 0.914 84.4 0.903 0.957 82.3 0.950 0.979 81.2 7 1.000 1.000 80.2 8 圖2.1苯-甲苯的氣液一溫度曲線 (101.3kPa)

19、 由上圖2.1得，組成為XF =0.44019的苯-甲苯溶液泡點(diǎn)t廣t泡點(diǎn)=93.86E 由上圖2.1內(nèi)插法可求得： t塔頂二 8131C , t進(jìn)料二 93.86C , t塔底二108.74 (2)全回流過程時(shí)的相對(duì)揮發(fā)度的選取 將苯-甲苯溶液視為理想溶液，純組分的蒸汽壓為 Q 1211 苯 lg PA -6.031 - t +220.8 1345 甲苯 lgPB 二 6.080 一 t+219.5 二者的相對(duì)揮發(fā)度二弘 PB 當(dāng)溫度為塔頂溫度時(shí)， t塔頂二 81.31C , PA =105.32kPa , PB = 40.62kPa , 塔頂二2.59 當(dāng)溫度為進(jìn)料溫度時(shí)，t進(jìn)料二93.8

20、6C , PA -152.20kPa , & -61.35kPa , 8o.s 12 0.4 05 11 00 119989 進(jìn)料 = 2.48 10 當(dāng)溫度為塔底溫度時(shí)，t塔底二 108.74 C, PA =227.08kPa, PB =96.03kPa, ?塔底二2.36 計(jì)算得全回流條件下的最少理論塔板數(shù)時(shí) 將全塔的相對(duì)揮發(fā)度視為上述 三者的均值即=3沁塔頂進(jìn)料塔底=3. 2.59 2.48 2.36 =2.475 11 2.475xp 由yP 1( -1)Xp 1 1.475xp xp 二 xF =0.44019 yp 2475 044019 .0.66 1 1.475 0.4

21、4019 即 Rmin =XD-yp = 0.94866 -0.66 = 1.31 yp - Xp 0.66 - 0.44019 (3)全回流下的最少理論塔板數(shù) Nm. ,:0.94866、/-0.035195 I lg ( )( ) 1 -0.94866 0.035195 lg2.475 =6.8719： 7 為求出最適宜的回流比，因此在 R二1.12.0 Rmin之間選取諾干值，并根據(jù) 吉利蘭關(guān)聯(lián)圖用捷算法求出各回流比所對(duì)應(yīng)的理論塔板數(shù), 在結(jié)合實(shí)際生產(chǎn)中的 設(shè)備費(fèi)與操作費(fèi)選取最適宜的回流比。 倍數(shù) R (R-Rmi n)/(R+1) (N-Nmi n)/(N+1) N N(R+1) 1.

22、1 1.441 0.05367 0.60492 19.249 46.9873 1.12 1.4672 0.06372 0.59246 18.630 45.9633 1.14 1.4934 0.07355 0.58050 18.070 45.0564 1.16 1.5196 0.08319 0.56902 17.563 44.2506 1.18 1.5458 0.09262 0.55801 17.100 43.5327 1.2 1.572 0.10187 0.54742 16.676 42.8917 1.22 1.5982 0.11092 0.53724 16.288 42.3185 1.24

23、1.6244 0.11980 0.52745 15.929 41.8052 1.26 1.6506 0.12850 0.51802 15.598 41.3450 1.28 1.6768 0.13703 0.50895 15.292 40.9325 1.3 1.703 0.14539 0.50020 15.006 40.5625 1.32 1.7292 0.15360 0.49177 14.741 40.2308 1.34 1.7554 0.16165 0.48364 14.493 39.9338 表 2.3 回流比與理論塔板數(shù)的捷算關(guān)系 12 倍數(shù) R (R-Rmi n)/(R+1) (N-N

24、mi n)/(N+1) N N(R+1) 1.36 1.7816 0.16954 0.47579 14.261 39.6682 1.38 1.8078 0.17729 0.46867 14.057 39.4679 1.4 1.834 0.18490 0.46189 13.867 39.2987 1.42 1.8602 0.19236 0.45535 13.688 39.1516 1.44 1.8864 0.19970 0.44904 13.520 39.0244 1.46 1.9126 0.20689 0.44294 13.361 38.9153 1.48 1.9388 0.21396 0.4

25、3703 13.210 38.8228 1.5 1.965 0.22091 0.43131 13.068 38.7452 1.52 1.9912 0.22773 0.42577 12.932 38.6814 1.54 2.0174 0.23444 0.42039 12.802 38.6302 1.56 2.0436 0.24103 0.41517 12.679 38.5906 1.58 2.0698 0.24751 0.41010 12.562 38.5619 1.6 2.096 0.25388 0.40517 12.449 38.5430 1.62 2.1222 0.26014 0.4003

26、8 12.342 38.5334 1.63 2.1353 0.26323 0.39803 12.290 38.5319 1.64 2.1484 0.26629 0.39571 12.239 38.5324 1.66 2.1746 0.27235 0.39117 12.140 38.5394 1.68 2.2008 0.27831 0.38674 12.045 38.5538 1.7 2.227 0.28416 0.38243 11.954 38.5753 1.72 2.2532 0.28993 0.37822 11.866 38.6032 1.74 2.2794 0.29560 0.37411

27、 11.782 38.6373 1.76 2.3056 0.30119 0.37010 11.701 38.6772 1.78 2.3318 0.30668 0.36619 11.622 38.7225 1.8 2.358 0.31209 0.36237 11.546 38.7729 1.82 2.3842 0.31742 0.35863 11.473 38.8281 1.84 2.4104 0.32266 0.35498 11.403 38.8879 1.86 2.4366 0.32782 0.35141 11.334 38.9520 1.88 2.4628 0.33291 0.34792

28、11.268 39.0201 1.9 2.489 0.33792 0.34450 11.204 39.0921 1.92 2.5152 0.34285 0.34115 11.142 39.1678 1.94 2.5414 0.34772 0.33788 11.082 39.2470 1.96 2.5676 0.35251 0.33467 11.024 39.3295 1.98 2.5938 0.35723 0.33152 10.968 39.4151 2 2.62 0.36188 0.32844 10.913 39.5038 利用吉利蘭經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián)公式: lg N - -0.9(R Rmin0.1

29、7 （適用條件： R-Rmin 0.17) N+1 R+1 R 1 / 2.5668 N 訃斷=0.75 _ 0.75 Rmin （適用條件： R-R R RN1 . R 1 R 113 上表中的Nmin的求法是按照當(dāng)全回流時(shí)的理論塔板數(shù)中的公式 因此可以根據(jù)R= 1.12.0 Rmin由之前求出的Rmin ，并在1.12.0之間 取若干值求出對(duì)應(yīng)的R值，就可以將所求解的Nmin , Rmin , R的值代入上面的吉 利蘭關(guān)聯(lián)公式，求出多個(gè)理論塔板數(shù)，將所求出的各個(gè)值可列出表 2.3。根據(jù)表 2.3作圖2.2，可以直觀的反映出不同的回流比的選取對(duì)理論塔板數(shù)的影響。圖 2.2的縱坐標(biāo)表示當(dāng)選取不

30、同的回流比時(shí)，理論塔板數(shù)的變化率。 圖2.2最適回流比的選取依據(jù)圖 因此，用圖2.2可以看出，當(dāng)回流比R=2.1353時(shí)生產(chǎn)所需的理論塔板和生 產(chǎn)成本最合適，故將設(shè)計(jì)的工藝生產(chǎn)過程中的最適宜回流比定為 R = 1.63Rmin = 2.1353 (4) 求精餾塔的氣、液相負(fù)荷 L=RD=2.1353X35.82=76.49kmol/h V=V =(R+1)D= (2.1353+1) X35.82=112.31kmol/h L二RD+F=2.1353X35.82+80.79=157.28kmol/h (5) 求操作線方程 Nmin 和3) lg (0.94866)(1-35195) IL 1 -

31、0.94866 0.035195 lg 2.475 =6.8719： 7 14 精餾段操作線方程為: R xD yn i Xn 0.681Xn 0.30 25 7 R+1 R+1 提餾段操作線方程為： L W yn 1 xn xw 二 1.4 0 0 x4 -0.0 1 4 0 9 2 V V 相平衡方程為： y X 則x y 1+(a_1)x 1+1.5x 2.5 1.5y (6) 理論板層數(shù)的求取 方法一：逐板計(jì)算法求理論塔板數(shù) 交替使用精餾段操作線方程與相平衡方程，計(jì)算如下： y*i = xD = 0.94866 r x x4 =0.5621 y5 =0.6854 r x5 =0.465

32、7 y6 =0.6197 x6 = 0.3946V xF =0.44019 逐板計(jì)算可得在第6塊板時(shí)xj =0.3949VXF =0.44019 由此可知第6塊為加料板。 x6 = 0.3946 y7 = 0.5385 = x7 =0.3182 y8 =0.4315 = x8 = 0.2389 y9 =0.3121 = x9 =0.1536 y10 =0.2010= x10 =0.09143 y11 = 0.1139 = = 0.04890 y12 = 0.05439 = x12 = 0.02248VX w = 0.035195 求解結(jié)果為：總理論板層數(shù) NT=12 (包括蒸餾釜) 進(jìn)料板位置

33、NF=6,精餾板數(shù)為5塊，提餾板數(shù)為7塊。 方法二：圖解法求理論塔板數(shù) 圖2.3圖解法求理論塔板數(shù)，如下圖15 由此可知圖解法結(jié)果與逐板計(jì)算法一樣。 222222 實(shí)際板層數(shù)的求取 表 2.4 苯和甲苯的液體粘度 t/C 80 90 100 110 120 苯 mPa s 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 甲苯mPa s 0.311 0.286 0.264 0.254 0.228 查上表2.4由內(nèi)插法得:(1) 相對(duì)揮發(fā)度a=2.475 (2(2) 操作段的平均溫度 t塔頂 = 81.31C, t進(jìn)料二 93.86C, t塔底二 108.74 C 精餾段的平均溫度:

34、tm1 t塔料=81-31 93-86 = 87.585C 2 提餾段的平均溫度: tm2 t進(jìn)料 J08-74 93-86 ,101.3C (3) 求液相平均黏度 1 圖 2.3 圖解法理論塔板數(shù)求解圖 16 當(dāng) t塔頂=81.31C 時(shí)，苯=0.30420mPa s 甲苯=0.30773mPa s 當(dāng)t進(jìn)料=93.86C時(shí)，苯=0.26974mPa s 甲苯-0.27751mPa s 當(dāng)t塔底=108.74C時(shí)，苯=0.23577mPa s J甲苯二 0.25526mPa s 根據(jù)液相平均黏度公式：lg =二Xi lg叫 塔頂：t塔頂-81.31C lg JLDm 二 XD lg苯(1 X

35、D)lg甲苯 =0.94866 lg 0.3042 (1 -0.94866 ) lg 0.3 0 7 7 3 =-0.5 1 6 5 8 3 5 4 4 得：JLDm =0.3O438mPa s 進(jìn)料板：t進(jìn)料二93.86C lg%Fm =XF lg，苯(1 XF)lg +苯 =0.44019 lg 0.26974 (1 - 0.44019) lg 0.27751 = -0.562150351 得：Fm =0.27406mPa s 塔底：t塔底=108.74 C lgJ LWm XW lg 苯(1 xw)lg 甲苯 = 0.035195 lg 0.23577 (1 -0.035195) lg

36、0.25526 -0.594231259 則液相平均黏度為: (4)求板效率 全塔效率為: E =0.49(Lm)245 =0.49 (2.475 0.27766)亠245 = 0.53585 (5)求實(shí)際板層數(shù) 精餾段實(shí)際板層數(shù)得: LWm =0.2409mPa s Lm %DmLFmLWm 3 0.30438 0.27406 0.25455 3 =0.27766mPa s 17 5 5 N1 9.331 10 E 0.53585 提餾段實(shí)際板層數(shù) 7 -1 71 N2 11.197 : 12 E 0.53585 總實(shí)際板層數(shù) N 対 N2 -10 12=22 故總實(shí)際板層數(shù)為22塊，進(jìn)料板

37、在第11塊18 第三章精餾塔有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 3.1 操作壓力計(jì)算 (1) 塔頂操作壓力 PD -1 0 ,13k P a (2) 每層塔板壓降 ?P=0kPa (3) 進(jìn)料板壓力 PF =101.3kPa (4) 塔底操作壓力 PW =101.3kPa 精餾段平均壓力 提餾段平均壓力 3.2 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 (1) 塔頂平均摩爾質(zhì)量 由各板氣液組成圖2.1可得: % = xD 二 0.94866 x 0.8808 MvDm = 0.94866 78.11 (1 -0.94866) 9213二 72.83kg/kmol MLDm = 0.8808 78.11 (1 -0.8808) 92.

38、13二 79.78kg/kmol (2) 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量 由上面理論板的算法，得 y = 0.66282斥=0.44019Pm1 101.3 101.3 2 = 101.3kPa Pm2 PF -PW 2 101.3 101.3 2 =101.3kPa 19 MVFm =0.66282 78.11 (1-0.66282) 92.13 = 82.84kg/kmol MLFE =044019 78.11 (1 -0.44019) 92.13 = 85.96kg/kmol (3) 塔底平均摩爾質(zhì)量 2 5x 由 XW =0.035195,查平衡曲線，得 yw 0.08358 1+1.5x MVW

39、m =0.08358 78.11 (1-0.08358) 92.13 = 90.96kg/kmol MLwm =0.035195 78.11 (1 -0.035195 92.13 = 91.64kg / kmol 提餾段的平均氣相密度即 101.325 86.9 (4) 精餾段平均摩爾質(zhì)量 (5) M VDm M VFm 72.83 82.84 2 - 2 M LDm M LFm 79.78 85.96 2 - 2 平均摩爾質(zhì)量 M VWm M VFm 90.96 82.84 2 - 2 M LWm M LFm 91.64 85.96 2 _ 2 3.3 平均密度計(jì)算 3.3.13.3.1 氣

40、相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算如下: 精餾段的平均氣相密度即 PmM Vm RTm 二 101.325匯77.835 8.314 (273.15 87.5 8 5 = 2.6 2 9kQ/m3 PmM Vm RTm 3 -2.8 2 8k3 / m 二 77.835kg/kmol 二 82.87 kg/ =86.9kg/kmol M Vm M Vm MLm 二 20 8.314 (273.15 1 0.13)21 3.3.23.3.2 液相平均密度計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算，即 1 ai（質(zhì)量分?jǐn)?shù)） 表 3.1 苯和甲苯的液相密度 t/ C 80 90 100 110 120 苯 k

41、g m-3 814 805 791 778 763 :甲苯kg m-3 809 801 791 780 768 塔頂液相平均密度 由內(nèi)插法計(jì)算得： t 塔頂=81.31 C r 苯=812.821kg/m3 二甲苯=807.952kg/m3 22 LDm _ 1 _ WD/苯（1-WD）/ 甲苯 -812.527kg/m3 進(jìn)料板液相平均密度 t進(jìn)料=93.86 C 苯二 799.596kg / m3 甲苯=797.14 kg/m3 ：LDm = 798.120kg/m3 :苯 / 苯（1-：苯）/; 甲苯 0.4/799.596 0.6/797.14 塔底液相平均密度 t塔底=108.74C

42、 苯二 779.638kg/m3 甲苯二 781.386kg/m3 塔底液相質(zhì)量分率： 苯二0.03 Dm :苯 /苯（1-：苯）/ ：甲苯 0.03/779.638 （1-0.03）/781.386 一 781.333kg/m 精餾段液相平均密度為 ；lm 二 812.527 798.120 = 805.3235kg m“ 提餾段液相平均密度為 ：?Lm 二 781333 798.12 789.725kg 23 3.4 液體平均表面張力計(jì)算 液相平均表面張力依下式計(jì)算，即 ； Lm =、X： i 表 3.2 苯和甲苯純組分的表面張力 t/ C 80 90 100 110 120 二苯 mN

43、mJ 21.2 20 18.8 17.5 16.2 二甲苯 mN mJ 21.7 20.6 19.5 18.4 17.3 塔頂液相平均表面張力 由內(nèi)插法得： t塔頂=81.31C 二苯二 21.0428mN mA 甲苯=21.5 5 5r9N m_1 1 -LDm =0.94866 21.0428 (1 -0.94866) 21.5559 = 21.069mN m 進(jìn)料板液相平均表面張力 t進(jìn)料-93.86C 二苯=19.5368mN m，二甲苯=20.1754mN m， 1 ；LFm =0.44019 19.5368 (1 -0.44019) 20.1754 = 19.894mN m 塔底液

44、相平均表面張力 t塔底=108.74C 二苯=17.6638mN m 二甲苯=18.5386mN m_1 ；LWm =0.035195 17.6638 (1 -0.035195) 18.5386 = 18.51mN m 精餾段液相平均表面張力為 提餾段液相平均表面張力為 3.5 液體平均粘度計(jì)算 由2.2.2的計(jì)算可得： JLDm =0.30438mPa S JLFm =0.27406mPa S LWm =0.25455mPa SLm 21.069 19.894 2 = 20.482mN m Lm 18.51 19.894 2 = 19.202mN m 24 精餾段液相平均粘度為 0.3043

45、8 0.27406 2 = 0.28922mPa S 提餾段液相平均粘度為 Lm 0.27406 0.25455 2 =0.264305mPa S 25 第四章精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 4.1 塔徑的計(jì)算 4.1.14.1.1 精餾段與提餾段塔徑計(jì)算 (1)精餾段的塔徑 精餾段氣、液相體積流率為 VM vm V S - 3600 6m J121 77.835 “92342m3 s 3600 2.6296 LS 76.49 82.87 2.1864 10m3 S1 3600 805.3235 J 式中C由C =C20 .20 j計(jì)算，其中的C20由史密斯關(guān)聯(lián)圖(圖2.2)查取，圖 的坐標(biāo)為 1/

46、2 : 1 2.18640 10 (8053235)0.041435 0.92342 2.6296 取板間距HT=04m，板上液層高度0.055m，則 H 丁 FL = 0.4-0.055 = 0.345m 查史密斯關(guān)聯(lián)圖C20 = 0.075 C 二 C20( L)0.2 = 0.075 (A84 j0,2 = 0.07 5 36 20 20 i P _ P aC V =0.0753 X 1 V 8紡23宓 2.6 2 9 6 取安全系數(shù)為亠-0.8，則空塔氣速為 26 -1 4 =0.8 4max=0.8X 1.3166=1.05328 m s 4Vs= 4 0.92342i.05 6m3

47、 、兀卩 V 1.0 5 3 28 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D =2m 圖4.1史密斯關(guān)聯(lián)圖4 (2) 提餾段塔徑計(jì)算 提餾段氣、液相體積流率為 / 屮2 VM vm 112.31 86.9 一 3600 :?vm 3600 2.8283 LMLm 157.28 88.8 3600 訂 3600 789.725 LS = 4.913 10m3 s-1 3 1 =0.95854 m s- VS 由 x 二 C UV v o. O.tK 0.C5 百0 CM 0.0 Q.2O ttP3C 60 0PW 1 .0(3 27 式中C由C=C20 L i計(jì)算，其中的C20由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖的橫坐標(biāo) 120

48、丿 為28 =0.0 8 5 6 4 7 取板間距 日丁 = .4m，板上液層高度h 0.055m，則 H T - h L = 0.4 - 0.055 = 0.345m 查斯密斯關(guān)聯(lián)圖C20 =0.068 19 202 巾068 （百嚴(yán)067448 ?8.7252.82831.1 25 0n3s-1 2.8 2 8 3 取安全系數(shù)為0.8,則空塔氣速為 1 I =0.8max =0.8 1.12503=0.900024 m s- 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D=1.2m 由于D D，且二者相差不大，應(yīng)取較大者 D作為塔徑，故塔徑為 塔截面積為 A D2 1.22 = 1.13097m2 4 4 4.1

49、.24.1.2 實(shí)際空塔氣速 精餾段 生=0.92342 = 0&648m s-1 AT 1.13097 0.95854 1.13097 -0.84754m s-1 dm ax二 c.V =0.0 6 7 44 8 1.2m J/2 0.0 0 4 9 1 37 8 !7 2 5 0.9 5 8 5 4 2.8 2 8 3 D- 4 .958541.164m 二 0.90 0024 29 4.2 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 4.2.14.2.1 精餾段溢流裝置計(jì)算 因塔徑D = 1.2m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤 精餾段各項(xiàng)計(jì)算如下： (1 )堰長(zhǎng)l W 取 lw = 0.7

50、D = 0.7 1.2 = 0.84m (2)溢流堰高度hw 由 hw - hL - hOW 選用平直堰，堰上液層高度how用弗蘭西斯公式計(jì)算，即 how / 啟3 284E S 1000 lw b/1864 仗 3600 =9.3703 Lw 0.84 J L 1.0 I I oooooo 圖4.2液流收縮系數(shù)計(jì)算圖4 -I- h-H 訂 M 忡丄一 J_L. 4 二 H 查圖 4.2得：E =1.02 how =2.84E宀)2/3 1000 Lw 2.84 1.02 (2.1864 10 3600)2/3 = 0.012875m 1000 0.84 30 取板上清液層高度m =55mm

51、從而 hw =hL - how =0.055-0.012875 = 0.042125m (3) 弓形降液管寬度Wd和截面積Af 由 lw =0.7 D 查圖下得：AL = 0.094 % =0.151 Ar D Af = 0.094 A = 0.094 1.1 3 0 90.1 0 6 m1 Wd =0.1 5 11.2 =0.1 8 1n2 3600Af HT 依式=-ir-驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即 3600 0.10631 0.4 2.18640 10 3600 故降液管設(shè)計(jì)合理。 JOOAH 0.01 04 D.5 0,6 0.006 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。 選用凹形受液盤，深

52、度hw =50mm 422422 提餾段溢流裝置計(jì)算: I (1) 堰長(zhǎng)lw 取 lw -0.7D =0.7 1.2=0.84m I (2) 溢流堰高度hw hw = hL - ITOW 選用平直堰，堰上液層高度h0W用弗蘭西斯公式計(jì)算，即 how 查上圖得：E =1.038 l%w 二284()2=型 1.038 21.0562/3 = 0.02248m 1000 lw 1000 取板上清液層高度hL =55mm 故 hw 二 0.055 - 0.02248 = 0.03252m4.913 10； 3600 0.84 = 21.056 ho 3600 lwuo 取 u0 二 0.12m s

53、Lh h - 3600lwU0 2.1864 10； 3600 3600 0.84 0.12 =0.021690m 0.02m 2.84 E 1000 32 (3) 弓形降液管寬度Wd和截面積A 由巴=0.7 D 查圖得： Af =0.094 Wd =0.151 AT D Af -0.0941.1 3 0 9=7).1 0 6 m2 Wd =0.1 5 11.2=0.1 8 im 3600Af HT 依式子 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即 Lh 3600Af H T 3600 0.10631 0.4 - 可 8.6554s 5s Lh 3600 x4.913x10 故降液管設(shè)計(jì)合理。 (4)

54、降液管底隙高度h。 取 Uo = 0.24m s hw - I% =0.03252-0.024370= 0.00815m 0.006m 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。 采用凹形受液盤，深度hWv =50mm. 4.3 塔板布置 4.3.14.3.1 塔板的分塊 ho Lh 36001 h Lh 3600w% 4.913 10” 3600 3600 0.84 0.24 二 0.024370m 0.02m 33 因D800mm,故塔板采用分塊式。查下表4.1得，塔徑為1.2m，塔板分為 3塊。34 表 4.1 塔板分塊數(shù) 塔徑，mm 8001200 14001600 18002000 22002400

55、 塔板分塊數(shù) 3 4 5 6 4.3.24.3.2 邊緣區(qū)寬度 取 WS -WS -0.070m Wc=0.050m 4.3.34.3.3 開孔區(qū)面積計(jì)算 r _ 2 、 開孔區(qū)面積Aa按式代=2 xjr2 -x2 n?計(jì)算 l 180 r y D 12 其中 x Wd Ws (0.1812 0.070) =o.3488m 2 2 D 1.2 r Wc 0.050 = 0.55m 2 2 4.3.44.3.4 浮閥的數(shù)目及其排列 閥孔直徑：由浮閥的型號(hào)決定。 浮閥數(shù)N:由氣體負(fù)荷量 Vs決定?？捎上率接?jì)算 4Vs 2 d 0 U0 式中：Vs 氣體流量，m3/s； U0 - 閥孔氣速，m/s；

56、 d0 閥孔直徑。 對(duì)F1型浮閥，d0 =39 mm。 閥孔氣速U0可根據(jù)由實(shí)驗(yàn)結(jié)果綜合的閥孔動(dòng)能因子 F。確定代=2 匯 0.3488匯 J0.552 0.34882 + 二 0.552 .0.3488 Sin 180 0.55 / 二 0.85608m2 35 由圖可知：N實(shí)際=99個(gè) F0 =U0. I v 根據(jù)工業(yè)設(shè)備數(shù)據(jù)，對(duì)Fi重型浮閥（約33g）,當(dāng)塔板上的浮閥剛?cè)_時(shí), 在913之間。設(shè)計(jì)時(shí)可在此范圍內(nèi)選擇適宜的 Fo后計(jì)算uo。 F0 11 11 取 Fo=11 時(shí)，有u0 6.783m/s JPv 6.182，故hd按浮閥未全開計(jì)算 (2)(2) 氣體通過充氣液層的壓強(qiáng)降 h

57、 hi h= (h h w)二 0.5 0.042125 0.012875 二 0.0275m (3)(3) 液體表面張力阻力引起的壓強(qiáng)降 h：- 克服表面張力所產(chǎn)生的壓降可忽h各 (4)(4) 氣體通過一層浮閥塔板時(shí)的壓強(qiáng)降 h hf hf =hd hl h. = 0.05424 0.0275 0 = 0.08174m (5)(5)塔板壓降 P = lghf 臨界孔速為Uoc 10.5 1/1.825 = 6.182m/s 得: 2 2.6296 (7.808) 5.34 2x805.3235x9.8 =0.05424m 39 則有： p =805.3235 9.8 0.08174 =645

58、.106v700Pa40 5.2 溢流液泛 為避免發(fā)生溢流液泛，即必須滿足 H d Hd - v Ht hw - 泡沫層相對(duì)密度， =0.5 清液層Hd可由下式計(jì)算 Hd how hf 5 = 0.042125 0.012875 0.08174 h. 其中液體經(jīng)過降液管的阻力損失 hn,主要由降液管底隙處的局部阻力所造 塔板上設(shè)有進(jìn)口堰時(shí) 5.3 漏液點(diǎn) 對(duì)于F1重型浮閥，取控制閥孔動(dòng)能因數(shù) F0在56之間，作負(fù)荷下線 得: 成, 可按下面的經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算: h =0.2(-)2 =0.2 Lwh0 2.1864 10” 0.84 x 0.021690 / = 0.00288013 則有 Hd

59、= 0.042125 0.012875 0.08174 0.00288053二 0.13962013 Hd 蟲=13962013 =0.27942 v 0.4 0.042125=0.442125 0.5 0.5 41 Uow 二 F/(，v)0.5 穩(wěn)定系數(shù)k: k = - 1.5 2 只需大于 1.5 uow 取 F=5時(shí)，有 Uow 二 5/(2.6296)0.5 二 3.083 取 F=6時(shí)，有 二 6/(2.6296)0.5 二 3.73 , U0 7.808 小廠 cc ,廠 u0 有 K - 2.5331.5 k2 - Uow 3.083 Uow空理 2.0931.5 3.73 4

60、2 合理，且k值越大安全系數(shù)越高 5.4 液沫夾帶 正常操作時(shí)的液沫夾帶量為： e 0.9m : Fi 3 48 滿足操作彈性大于3的要求。49 第七章塔體結(jié)構(gòu) 7.1 塔頂空間高度HD 頂部第一塊塔板到筒體與封頭接線的距離（不包括封頭空間）叫塔頂空間 高。HD =1.21.5m H D =1.3m 7.2 塔底空間高度HB 塔底空間指塔內(nèi)最下層踏板與塔底的間距，其值由如下因素確定： （1） 塔底液面到最下層塔板間要有12m的間距，本設(shè)計(jì)為1.5m。 （2） 塔底貯液空間依貯存液停留時(shí)間而定，停留時(shí)間一般為 35min 本設(shè)計(jì)取塔底貯液停留時(shí)間為4s；則貯液高度 Z為： Ls匯t 4.913江1060 Z J