化原課程設(shè)計--苯-甲苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計

1、廣 州 大 學(xué) 化工原理課程設(shè)計書專 業(yè)： 化學(xué)工程與工藝 班 級： 10精工 學(xué) 生： 許哲淳 學(xué) 號： 1005200014 完成時間： 2012年1月1日指導(dǎo)老師： 尚小琴老師化工原理課程設(shè)計任務(wù)書班級 10精工 姓名 許哲淳 學(xué)號 1005200014 設(shè)計題目：苯-甲苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計一、設(shè)計任務(wù)：試設(shè)計一連續(xù)浮閥精餾塔以分離苯-甲苯混合物。具體工藝參數(shù)如下：1、原料處理量：年處理 76000 噸苯-甲苯混合液體。2、原料液中苯含量： 27.5 %（質(zhì)量）。3、產(chǎn)品要求：餾出液中的苯含量為 97 %（質(zhì)量）。 釜液中的苯含量不高于 2 %（質(zhì)量）。設(shè)備的年運行時間平均為300天。二、

2、設(shè)計條件：2。2、操作壓力：常壓。3、進(jìn)料狀況： 泡點進(jìn)料 。4、冷卻水進(jìn)口溫度： 25 ，出口溫度自定。5、塔板形式：浮閥塔板。三、應(yīng)完成的工作量：1、確定全套精餾裝置的流程，繪制工藝流程示意圖，標(biāo)明所需的設(shè)備、管線及有關(guān)控制或觀測所需的主要儀表與裝置。2、精餾塔的工藝設(shè)計，塔的結(jié)構(gòu)尺寸設(shè)計。3、輔助裝置的設(shè)計和選型；估算冷卻水用量和冷凝器的換熱面積、水蒸氣用量和再沸器換熱面積；。4、編寫設(shè)計說明書一份。5、繪制精餾塔的裝配圖一張（一號圖紙）。目錄 前言···········

3、3;·································4 設(shè)計說明···············

4、3;·························7（1） 設(shè)計方案的確定······················

5、3;······10 1.操作壓力（加壓、常壓、減壓）··························10 2.進(jìn)料方式（熱狀況）············&

6、#183;·····················10 3.加熱方式（直接或間接）·························

7、83;·····10········································ 11···

8、3;······························ 11···················&

9、#183;················11·································

10、;·······13（2） 精餾塔的工藝設(shè)計計算及結(jié)構(gòu)設(shè)計·············14 1.原始液：苯甲苯的混合物·······················

11、3;···14····································· 14·········

12、;····························15·····················

13、83;·····20····································· 23······

14、3;····················· 24····························&

15、#183;·······35··································39·······

16、83;·······························43前言精餾的基本原理是根據(jù)各液體在混合液中的揮發(fā)度不同，采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理來實現(xiàn)連續(xù)的高純度分離。在現(xiàn)代的工業(yè)生產(chǎn)中已經(jīng)廣泛地應(yīng)用于物系的分離、提純、制備等領(lǐng)域，并取得了良好的效益。其中主要包括板式塔和

17、填料塔，而板式塔的塔板類型主要有泡罩塔板、浮閥塔板、篩板塔板、舌形塔板、網(wǎng)孔塔板、垂直塔板等等, 精餾過程與其他蒸餾過程最大的區(qū)別，是在塔兩端同時提供純度較高的液相和氣相回流，為精餾過程提供了傳質(zhì)的必要條件。提供高純度的回流，使在相同理論板的條件下，為精餾實現(xiàn)高純度的分離時，始終能保證一定的傳質(zhì)推動力。所以，只要理論板足夠多，回流足夠大時，在塔頂可能得到高純度的輕組分產(chǎn)品，而在塔底獲得高純度的重組分產(chǎn)品。精餾廣泛應(yīng)用于石油,化工,輕工等工業(yè)生產(chǎn)中,是液體混合物分離中首選分離方法。板式塔（浮閥塔板）的設(shè)計，包括設(shè)計方案的確定及流程說明（確定全套精餾裝置的流程，繪出流程示意圖），塔的工藝計算（物料

18、衡算確定理論塔板數(shù)和實際塔板數(shù)），塔和塔板主要設(shè)備的工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計計算，輔助設(shè)備的選型與計算，設(shè)計結(jié)果概要或設(shè)計參數(shù)一覽表，對本設(shè)計的評述或有關(guān)問題的分析討論等六個內(nèi)容。，在常溫下是一種無色、味甜、有芳香氣味的透明液體，易揮發(fā)。苯比水密度低，密度為0.88g/ml，但其分子質(zhì)量比水重。苯難溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一種良好的有機(jī)溶劑，溶解有機(jī)分子和一些非極性的無機(jī)分子的能力很強。 甲苯是最簡單，最重要的芳烴化合物之一。在空氣中，甲苯只能不完全燃燒，火焰呈黃色。甲苯的熔點為-95 ，沸點為111 。甲苯帶有一種特殊的芳香味（與苯的氣味類似），在常溫常壓下是一種無色透明，清澈如

19、水的液體，密度為0866克厘米3，對光有很強的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯幾乎不溶于水(0,52 g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多數(shù)其他常用有機(jī)溶劑中也有很好的溶解性。甲苯的粘性為0,6 mPa s，也就是說它的粘稠性弱于水。甲苯的熱值為40.940 kJ/kg，閃點為4 ，燃點為535 。 由于在常壓下，苯和甲苯的相對揮發(fā)度有很大的差異，故可以通過精餾的方式分離苯和甲苯的混合溶液，達(dá)到要求的分離目的。 精餾設(shè)備所用的設(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，精餾塔對塔設(shè)

20、備的要求大致如下： 1：生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產(chǎn)生液泛等不正常流動。 2：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。 3：流體阻力?。毫黧w通過塔設(shè)備時阻力降小，可以節(jié)省動力費用，在減壓操作是時，易于達(dá)到所要求的真空度。4：有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。5：結(jié)構(gòu)簡單，造價低，安裝檢修方便。6：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。本方案主要是采用浮閥塔。浮閥塔是在塔盤上開閥孔，安裝能上下浮動的閥件（固定閥除外）。由于浮閥塔板的氣體流通面積能隨氣體負(fù)荷變動自動調(diào)節(jié)，因而

21、能在較寬的氣體負(fù)荷下保持穩(wěn)定操作，同時氣體在浮閥上由水平方向吹出，汽液接觸時間長，霧沫夾帶少，具有良好的操作彈性和較高的塔板效率，在工業(yè)中得到較為廣泛的應(yīng)用。而浮閥塔的優(yōu)點正是： 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)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負(fù)荷波動范圍比篩板塔，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，故氣液接觸時間較長，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阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。5

22、塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%80%，但是比篩板塔高 20%30。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，致使浮閥造價昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學(xué)技術(shù)的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。 近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗越來越豐富，積累的設(shè)計數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計選用浮閥塔比較合適。設(shè)計說明共14個表格，16張圖表格表1 物料衡算結(jié)果表2 苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)表3苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)表4 苯、甲苯的Antoine常數(shù)表5 苯，甲苯的飽和蒸汽壓表6 塔的工藝條件

23、及物性數(shù)據(jù)計算結(jié)果表7 精餾段和提餾段氣液負(fù)荷計算結(jié)果表8 物性系數(shù)K表9 霧沫夾帶線取點表10 液泛線取點表11 冷凝器和再沸器的熱負(fù)荷表12 塔各接管及材料表13 塔間距與塔徑的關(guān)系表 14 塔體計算結(jié)果表15 筒體的設(shè)計參數(shù)表16設(shè)計結(jié)果匯總附表1常壓下苯甲苯的氣熱平衡數(shù)據(jù)表附表2苯和甲苯的物理性質(zhì)附表3苯和甲苯的液相密度附表4液體表面張力附表5液體黏度附表6液體汽化熱圖圖1精餾操作流程 圖2精餾工藝流程圖圖3全凝器內(nèi)物流流程圖圖4再沸器內(nèi)加熱蒸汽走殼程、物料走管程圖5設(shè)計思路流程圖圖6苯-甲苯的氣液平衡圖圖7理論塔板數(shù)圖8 史密斯關(guān)聯(lián)圖圖9 精餾段和提餾段閥孔數(shù)圖10 泛點負(fù)荷系數(shù)圖1

24、1精餾段操作性能圖圖12 提餾段操作性能圖圖13 全塔能量衡算圖圖14 封頭符號說明英文字母Aa塔板上鼓泡區(qū)面積，m2；Ab板上液流面積，m2；Af降液管截面積，m2；AT塔截面積，m2；C操作條件下的負(fù)荷系數(shù)，無因次；CF泛點負(fù)荷系數(shù)，無因次；C20當(dāng)液體表面張力為20 mNm時,計算umax的負(fù)荷系數(shù)，無因次；do閥孔直徑，m；D塔徑，m；餾出液摩爾流量，kmol/hev霧沫夾帶量，kg液kg氣E液流收縮系數(shù)，無因次；ET總板效率(全塔效率)，無因次；Fo氣相動能因數(shù)，kg1/2（s·m1/2）；g重力加速度，ms2；hl進(jìn)口堰與降液管間的水平距離，m；hc與干板壓強降相當(dāng)?shù)囊褐?/p>

25、高度，m液柱；hd與液體經(jīng)過降液管時的壓強降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱；h1與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱；hL板上清液層高度，m；hn齒形堰的齒深，mho降液管的底隙高度，m；hOW堰上液層高度，m；hW出口堰高度，m；Hd降液管內(nèi)清液層高度，m；HT板距，m；K物性系數(shù)，無因次；lW堰長，M；L液體摩爾流量，kmol/hLh液體流量，m3h；Ls液體流量，m3s；NP實際板層數(shù)；NT理論板層數(shù)；P壓強降，Pa；R鼓泡區(qū)半徑，m，或回流比，無因次；t孔心距，m；t排間距，m；u空塔氣速，m/s；umax極限空塔速度(液泛速度)，m/s：uo閥孔氣速，m/s；uoc臨界孔速，m/s；uo降液

26、管底隙處液體流速,m/s；Vh氣體流量，m3hVs氣體流量，m3s：Wc邊緣無效區(qū)寬度，m；Wd弓形降液管寬度，m；Ws破沫區(qū)寬度，m；x液相中易揮發(fā)的摩爾組成；或鼓泡區(qū)1/2的寬度，m；y氣相摩爾組成；Z板式塔的有效高度，m；希臘字母o板上液層充氣系數(shù)，無因次；液體在降液管內(nèi)停留時間,s；粘度，mPa·s；l液體密度，kg/m3v氣體密度，kg/m3液體的表面張力，mNm或Nm；計算液泛時的系數(shù)，無因次；下標(biāo)D餾出液；F原料液；h小時；s秒；i組分序號；L一液體的；m平均；max最大的；min最小的；n塔板序號；V氣體的。1、 設(shè)計方案的確定 確定設(shè)計方案是指確定整個精餾裝置的流程

27、、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等。下面結(jié)合課程設(shè)計的需要，對某些問題作些闡述。 1.操作壓力（加壓、常壓、減壓） 蒸餾操作通?？稍诔?、加壓和減壓下進(jìn)行。確定操作壓力時，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。例如，采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導(dǎo)致塔徑增加，同時還需要使用抽真空的設(shè)備。對于沸點低、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，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)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰?/p>

28、。有時應(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。由于苯和甲苯在常壓下有很好的分離效果，而且苯和甲苯也不是難揮發(fā)的物質(zhì)，同時也從合理的經(jīng)濟(jì)成本和設(shè)備條件來考慮 2.進(jìn)料方式（熱狀況） 選擇泡點進(jìn)料 進(jìn)料狀態(tài)直接影響塔板數(shù)、塔徑、回流量、塔的熱負(fù)荷等參數(shù)的計算，所以在工藝計算前要首先加以確定。進(jìn)料有多種熱狀態(tài)形式，如冷進(jìn)料、泡點進(jìn)料點液共進(jìn)料、飽和蒸氣進(jìn)料等但一般多采用泡點或接近泡點進(jìn)料，這樣塔的操作較易控制，精餾段與提餾段的塔徑相同，使塔的設(shè)計和制造更簡便。對于泡點進(jìn)料，由于原料與板上液體的溫度相近，因此原料液全

29、部進(jìn)入提餾段，作為提餾段的回流液，這樣較好的提高原料液的分離。另外，也是為了使塔的操作處于穩(wěn)定，不受季節(jié)的影響。 3.加熱方式（直接或間接）選擇間接加熱如果分離的混合溶液為水溶液，且水是難揮發(fā)組分，這選擇直接加熱較好，以省去再廢氣，提高熱能利用率。但是直接加熱時的理論板較間接蒸氣時稍多，同時本次分離溶液的不是水溶液，所以采用間接加熱的方式。 4.熱能利用在精餾裝置中，可采用中間再沸器，由于塔中間液體沸點低于釜液，所以中間再沸器的溫度比塔底再沸器的溫度低，因而可以利用比塔釜熱源溫度低的加熱劑來加熱，降低能量消耗。同樣，也可設(shè)置中間冷凝器，由于塔中蒸氣溫度高于塔頂，所以可回收能位比塔頂更高的熱能。

30、這樣都可以提高精餾塔的熱力學(xué)效率。當(dāng)然，采用上述方式節(jié)能或余熱利用時還需考慮所增加的設(shè)備費用，以及可能給操作帶來的不利影響。 5.靈敏板位置的確定一個正常操作的精餾塔當(dāng)受到某一外界因素的影響的干擾(如回流比、進(jìn)料組成發(fā)生波動等)，全塔各板的組成將發(fā)生變動，全塔的溫度分布也將發(fā)生相應(yīng)的變化。因此，有可能用測量溫度的方法預(yù)示塔內(nèi)組成尤其是塔頂餾出液組成的變化。 仔細(xì)考察操作條件變動前后的溫度分布的變化，即可發(fā)現(xiàn)在精餾段或提餾段的某些塔板上，溫度變化最為顯著?；蛘哒f，這些塔板的溫度對外界干擾因素的反映最靈敏，故將這些塔板稱之為靈敏板。將感溫元件安置在靈敏板上可以較早察覺精餾操作所受的干擾；而且靈敏板

31、比較靠近進(jìn)料口，可在塔頂餾出液組成尚未產(chǎn)生變化之前先感受到進(jìn)料參數(shù)的變動并及時采取調(diào)節(jié)手段，以穩(wěn)定餾出液的組成。因此，在設(shè)計過程中根據(jù)不同回流比大小來確定全塔組成分布和溫度分布，畫出以塔板序號為縱坐標(biāo)、溫度變化為橫坐標(biāo)的溫度分布曲線，得到溫度變化最明顯的位置，即為靈敏板位置。 6.精餾流程的確定 苯和甲苯的混合溶液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱到泡點后，送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全冷凝器冷凝后，一部分作為回流，其余為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷凝器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽向再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至貯槽。流程簡圖：圖1精餾操作流程 原料液走向圖:圖2精餾工藝流程圖 全凝器內(nèi)物流的走向:圖3全凝器內(nèi)物流流程圖

32、 再沸器內(nèi)物流的走向:圖4再沸器內(nèi)加熱蒸汽走殼程、物料走管程 7.設(shè)計思路 在本次設(shè)計中，我們進(jìn)行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。精餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。本設(shè)計采用浮閥式連續(xù)精餾塔，要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。 塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器連種不同的設(shè)置。在這里采用全凝器，可以準(zhǔn)確的控制回流比。此次設(shè)計是在常壓下操作。 因為這次設(shè)計采用間接加熱，所以需要再沸器?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設(shè)備和操作費用之和最低。在

33、設(shè)計時要根據(jù)實際需要選定回流比。塔板工藝計算流體力學(xué)驗算塔負(fù)荷性能圖冷凝器與再沸器的選型塔附屬設(shè)備計算 圖5設(shè)計思路流程圖2、 精餾塔的工藝設(shè)計計算及結(jié)構(gòu)設(shè)計1.原始液：苯甲苯的混合物原料液處理量76000t/年原料液（含苯）2705%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）進(jìn)料溫度泡點進(jìn)料塔頂產(chǎn)品（含苯）9%（質(zhì)量百分?jǐn)?shù)）塔底殘液（含苯）2%（質(zhì)量百分?jǐn)?shù)）操作壓力常壓單板壓降2.塔的物料衡算(1)原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分?jǐn)?shù) =(2)平均摩爾質(zhì)量=10×10)×92= ×78+(1-)×92=78.36 kg/kmol×78+(1-0.024)×9291

34、.66 kg/kmol(3)物料衡算總物料衡算 D+W=76000000/(300×24)×76000000/(300×24)聯(lián)合以上二式得：F D W 表1物料衡算結(jié)果項目含苯摩爾分?jǐn)?shù)平均摩爾質(zhì)量kg/kmol進(jìn)料量/(kg/h)產(chǎn)品溜出液量/(kg/h)產(chǎn)品釜液量/(kg/h)塔頂00進(jìn)料00塔釜00表2苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)x0y0（1）根據(jù)苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)做y-x圖圖6苯-甲苯的氣液平衡圖（2）求取最小回流比Rmin 因為是泡點進(jìn)料，在苯和甲苯的yx圖的對角線自點e（0.310 ，0.310）做垂線即為進(jìn)料線（q線），該線和平衡線的交點坐標(biāo)為（0.3

35、10 ，0.5479），此即最小回流比時和操作線與平衡線的交點坐標(biāo)，依最小回流比計算式：Rmin（3） 計算平均相對揮發(fā)度表3苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度/859095100105x0y0查常壓下氣液平衡數(shù)據(jù)可知：當(dāng)xD 同理：xF =0.310時，xW =0.024時， 苯和甲苯的飽和蒸氣壓可以用Antoine方程求算，即3表4 苯、甲苯的Antoine常數(shù)組分ABC苯甲苯計算，所得數(shù)據(jù)如下：表5 苯，甲苯的飽和蒸汽壓組分飽和蒸汽壓/kpa塔頂進(jìn)料塔釜苯甲苯塔頂 aD進(jìn)料 aF塔底 aW全塔平均相對揮發(fā)度為精餾段平均相對揮發(fā)度提餾段平均相對揮發(fā)度為（4） 最佳回流比的確定Nmin1實際回流比的

36、確定： ×（5） 精餾段和提餾段理論塔板層數(shù)求精餾塔的汽液相負(fù)荷qn,L=R××qn,V=(R+1)×qn,D=(2.886+1）×qn,Lqn,V精餾線操作方程;y=提餾線操作方程;y= 用圖解法作圖求得理論塔板數(shù)，由上圖可知，在精餾段一共有8塊塔板，進(jìn)料板在第8圖7理論塔板數(shù)塊板，提餾段有9塊塔板（不包括再沸器）（6） 全塔效率ET根據(jù)奧康奈爾方法： ET2根據(jù)塔頂和塔底液相組成查苯和甲苯的txy圖，求得塔的平均溫度為該溫度下進(jìn)料液相平均黏度為： +（1-0.310）×0.267+（1-0.310）×·S所以E

37、T=應(yīng)指出奧康奈爾方法適用于較老式的工業(yè)塔及試驗塔的總效率關(guān)聯(lián)，所以對于新型高效的精餾塔來說，總效率要適當(dāng)提高。本設(shè)計總效率設(shè)為ET =50%（7） 實際塔板數(shù)精餾段 N精8/0.516 取16塊提餾段 N提9/0.518 取18塊4. 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算（1）操作壓力塔頂壓強PD101.3kpa，取每一層塔板的壓強降為，則進(jìn)料壓強PF101.3+16×塔釜壓強PW101.3+26×提餾段的平均操作壓強：Pm（112.5+125.1）/2116kpa（2）溫度tm由前面計算可知：tD tF tw精餾段的平均溫度 tm精= 提餾段的平均溫度 tm提=（3）平均摩爾質(zhì)量

38、Mm塔頂 y10.974 ×78+（1-0.974）× ×78+（1-0.942）×9278.81 kg/kmol進(jìn)料板 0.515 ×78+（1-0.515）× ×78+（1-0.314）×塔釜 0.0473 ×78+（1-0.0473）× ×78+（1-0.0240）×則精餾段的平均摩爾質(zhì)量：提餾段的平均摩爾質(zhì)量（4）平均密度液體密度 pA=815kg/m³ pB=810kg/m³ 依下式 1/+/（a為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）塔頂 1/進(jìn)料板，有加料板液相組成 p

39、A=795kg/m³ pA=792kg/m³1/0.280/795+（1-0.280）/792 792.84 kg/ pA=783kg/ pB=781kg/塔釜 1/0.02/783+（1-0.02）/781 故精餾段平均液相密度：（814.85+792.84）/2803.85 kg/ 提餾段平均液相密度：（781.04+792.84）/2786.94 kg/氣相密度2.86 kg/（5） 液相表面張力××××19.97=19.78 mN/m××18.41=18.40 mN/m則精餾段平均表面張力為：（21.21+

40、19.82）/220.52 mN/m（19.82+18.38）/219.1 mN/m（6）液體黏度 ·S ·S ·S ·S·S ·S××××0.26=0.257 mpa××0.250=0.249 mpa則精餾段平均液相黏度（0.301+0.257）/20.279 mpa提餾段平均液相黏度 （0.257+0.249）/20.253 mpa 表6 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算結(jié)果項目數(shù)值及說明備注操作壓力/kpa塔頂進(jìn)料塔釜精餾段提餾段116操作溫度/C塔頂進(jìn)料塔釜精餾段提餾段液體

41、密度/(kg/m3）塔頂進(jìn)料塔釜精餾段提餾段氣體密度/(kg/m3)精餾段提餾段液體表面張力/(dyn/cm)塔頂進(jìn)料塔釜精餾段提餾段液體黏度/mpa塔頂進(jìn)料塔釜精餾段提餾段5. 氣液負(fù)荷計算由V=L+D L=RD 得V=(R+1)D=(2.866+1)×由于是泡點進(jìn)料 所以q1 ，V×轉(zhuǎn)換為質(zhì)量流量×××83.219670.66 kg/h×89.6321209.15 kg/h轉(zhuǎn)化為體積流量V12784.59/（3600×13806.73/（3600××21209.15/（3600×表7 精餾段

42、和提餾段氣液負(fù)荷計算結(jié)果項目kg/hm3/hm3/sVLV'L'6. 塔和塔板主要工藝尺寸計算（1）塔徑D精餾段的塔徑：空塔氣速 依據(jù) 式中C可由圖61史密斯關(guān)聯(lián)圖查出， 圖8 史密斯關(guān)聯(lián)圖橫坐標(biāo)的數(shù)值取塔板間距HT =0.45m，上層液層高度hL =0.07m，則圖中參數(shù)值 由以上數(shù)據(jù)，查圖61得C20，由公式校正得：則 取安全系數(shù)為，空塔氣速×塔徑 提餾段的塔徑：空塔氣速 依據(jù) 式中C可由圖61史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，橫坐標(biāo)的數(shù)值 取塔板間距HT，上層液層高度hL，則圖中參數(shù)值 由以上數(shù)據(jù)，查圖得C20，由公式校正得： 則 取安全系數(shù)為，空塔氣速max×塔徑

43、所以按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為塔截面積 實際空塔氣速 精餾段：提餾段：精餾段安全系數(shù)：在0.6-0.8范圍之間，合適。提餾段安全系數(shù)：在0.6-0.8范圍之間，合適 (2)溢流裝置采用單溢流、弓形降液管、平行受液盤及平直溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。各項計算如下溢流堰長 取堰長為0.66D，即 ×1.30.858m出口堰高 采用平直堰，堰上液層高度可由下式算出 近似取E=1，則 弓形降液管和面積用弓形降液管的寬度與面積圖2求取和，因為由圖查得/0.0721 所以××液體在降液管中的停留時間停留時間>5s，故降液管可以使用降液管底隙高度 ?。?）塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 取閥孔動

44、能因子10 ，則孔速為=求取每層塔板上的浮閥數(shù)，即 取177個= 取178個取邊緣寬度0.06m，破沫區(qū)寬度為0.1m，計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即 2xR=D/2-X=D/2-(+ =浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距為 t0.075m，估算排間距，即精餾段=提餾段=考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊板的支承與銜接也是要占去一部分鼓泡區(qū)的面積，因此排間距不宜采用0.064m，而應(yīng)該小于此值。故取按t75mm60mm等腰三角形叉排方式作圖圖9 精餾段和提餾段閥孔數(shù)精餾段排得閥數(shù)為151個提餾段排得閥數(shù)為151個按N180個重新核算及閥孔動能因數(shù)精餾段提餾段精餾段=提

45、餾段閥孔動能因數(shù)變化不大，還在9-12范圍內(nèi)。精餾段塔板開孔率0.955/6.8913.9提餾段塔板開孔率0.861/6.5213.9精餾段和提餾段的開孔率都在10%14%之間，兩者都符合要求。（4）塔板流體力學(xué)驗算 氣相通過浮閥塔板的壓強降，可以公式 干板阻力精餾段 m/s提餾段 m/s因為精餾段和提餾段的<,故精餾段×提餾段×板上充氣液層阻力本設(shè)備分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳?xì)浠衔?，可取為充氣系?shù)0.5，所以×液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，忽略不計。因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強降所相當(dāng)?shù)囊后w高度為精餾段 提餾段 則精餾段單板壓降

46、5;×9.81552Pa提餾段單板壓降××提餾段和精餾段的單板壓降所以假設(shè)符合要求。（5）淹塔 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，（+），可以按公式與氣體通過塔板的壓強降所相當(dāng)?shù)囊后w高度：精餾段 提餾段 液體通過降液管的壓頭損失：因不設(shè)進(jìn)口堰，故可以按公式精餾段提餾段板上液層高度：故 精餾段 提餾段 取0.5 又選定了精餾段0.0535m 精餾段0.0407m，則精餾段 （+×提餾段（+×可見<（+）,符合防止淹塔的要求。（6） 霧沫夾帶 按公式泛點率×100及泛點率板上液體流徑長度 D-2×板上液流

47、面積 -2×苯和甲苯為正常系統(tǒng)，可以按下表取物性K1.0，而且從下圖查泛點負(fù)荷系數(shù)圖10 泛點負(fù)荷系數(shù)表8 物性系數(shù)K精餾段的0.127 提餾段的精餾段的泛點率%泛點率提餾段的泛點率×泛點率根據(jù)兩個泛點公式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）的要求。7. 塔板負(fù)荷性能圖（1）霧沫夾帶線，按公式泛點率按泛點率為80計算如下精餾段 提餾段 由上式可知道霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個可作出霧沫夾帶線（1）相應(yīng)的和值表9 霧沫夾帶線取點精餾段Ls/（m3/s）Vs/（m3/s）提餾段Ls/（m3/s）Vs/（m3/s）（

48、2） 液泛線 由公式（+）忽略，得（+（1+）由于物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，而且將上式化簡為相應(yīng)的和值表10 液泛線取點精餾段Ls/（m3/s）Vs/（m3/s）提餾段Ls/（m3/s）Vs/（m3/s）根據(jù)數(shù)據(jù)作出液泛線（2）（3） 液相負(fù)荷上限線 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留的時間不低于3-5s。依據(jù)公式，液體在降液管內(nèi)的停留時間為以5s作為液體在降液管中停留時間的下限，則精餾段 提餾段 求出上限液體流量值（常數(shù)）。在-圖液相負(fù)荷上限線為與氣體流量無關(guān)的豎線（3）（4） 漏液線 對于型重閥，依5計算，則又知道 則 以5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則精餾段 提餾段 作出與液相流量無關(guān)

49、的水平漏液線（4）(5) 液相負(fù)荷下限線 取堰上液層高度0.006m作為液相負(fù)荷下限條件，依公式取E1，則精餾段 提餾段 分別作出塔板負(fù)荷性能圖上的（1）（2）（3）（4）（5）條線由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：（1）任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點p（設(shè)計點），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的位置。（2）精餾段氣相負(fù)荷上限是由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。提餾段塔板的氣相負(fù)荷上限是由液相負(fù)荷上限控制，操作下限由漏液控制。（3）按照固定的氣液比，由下面兩個圖，可查出精餾段的塔板氣相負(fù)荷上限氣相負(fù)荷下限提餾段的塔板氣相負(fù)荷上限氣相負(fù)荷下限圖11精餾段操作性能圖圖12 提餾段操作性能圖精餾段 操作彈性/提餾段 操作

50、彈性/8. 塔的附屬設(shè)備計算（1） 全塔熱量衡算 通過對精餾塔全塔的熱量衡算以確定再沸器的蒸汽用量，如圖14所示，對精餾塔進(jìn)行全塔的熱量衡算。圖13 全塔能量衡算圖 冷凝器 熱量衡算可知： 冷卻水用量：，水的出口溫度為35，另外已知該溫度下苯的平均比熱容為1900J/（kg. ）由管式換熱器總傳熱系數(shù)K可知K800W/(m2.)所以對數(shù)平均溫度差 換熱面積為： 因水和苯兩流體均不發(fā)生相變的傳熱過程，因水的對流傳熱系數(shù)一般較大，且易結(jié)垢，故選擇冷卻水走換熱器管程，苯走殼程。因此查管殼式換熱器系列標(biāo)準(zhǔn)得：應(yīng)選用JB/T4715的固定管板式換熱器。即其公稱直徑為1000mm、公稱壓強為4.0Mpa的

51、二管程、換熱器面積為289.5m2 的固定板式換熱器。且列管尺寸為19mm，管心距為25mm，列管長度為4500mm，管子總根數(shù)為1148，中心排管數(shù)為38。再沸器 再沸器采用間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為0.25Mpa（表壓）全塔熱量衡算得到再沸器的熱負(fù)荷：前面計算得QB×106kJ/h，加熱蒸氣的消耗量可按下式計算，即 時候，加熱后蒸汽的液體；由列管式換熱器總傳熱系數(shù)K可知K600W/(m2.)換熱面積： 查管殼式換熱器系列標(biāo)準(zhǔn)得： 應(yīng)選用JB/T4715的固定管板式換熱器。即其公稱直徑為1000mm、公稱壓強為4Mpa的二管程、換熱器面積為470.52m2 的固定板式換熱器。且列

52、管尺寸為25=mm，管心距為32mm，管子總根數(shù)為698，中心排管數(shù)為30，列管長度為9000mm。表11 冷凝器和再沸器的熱負(fù)荷項目進(jìn)入溫度/t流出溫度/t換熱面積熱量負(fù)荷/（kJ/h）全冷凝器355440000冷卻水（塔頂）2535再沸器354980000冷卻水（塔底）25100（2） 確定塔體各接管及材料蒸汽管在常壓下取u=30m/s，以實際精餾段和提餾段最大的來計算查管子規(guī)格表，得蒸汽接管用245mm×12mm的熱軋鋼管回流管82mm查管子規(guī)格表，得回流管用83mm×4mm的熱軋鋼管進(jìn)料管由泵輸入塔內(nèi)，取=51mm查管子規(guī)格表，得進(jìn)料管用60mm×4mm的

53、熱軋鋼管塔釜液出口管查管子規(guī)格表，得塔釜液出口管用70mm×4mm的熱軋鋼管進(jìn)入再沸器的氣液混合液入口管112mm查管子規(guī)格表，得再沸器的氣液混合液入口管用121mm×4mm的熱軋鋼管再沸器進(jìn)入塔內(nèi)管選擇臥式再沸器氣化率為50查設(shè)計資料，由于u=1030m/s，取20m/s 則查管子規(guī)格表，得再沸器進(jìn)入塔內(nèi)管用402mm×9mm的熱軋鋼管表12 塔各接管及材料項目公稱直徑/mm壁厚/mm材料蒸氣管2457熱軋鋼管回流管834熱軋鋼管進(jìn)料管544熱軋鋼管塔釜液出口管654熱軋鋼管再沸器的入口管1214熱軋鋼管再沸器進(jìn)入塔內(nèi)管4029熱軋鋼管9. 塔總體構(gòu)型（1）總體

54、結(jié)構(gòu) 精餾塔設(shè)備的總體結(jié)構(gòu)包括：塔體、內(nèi)件（主要包括人孔、平臺、扶梯、吊柱、保溫圈等）、支座、附件（如塔內(nèi)部裝有塔板、降液管及各種物料進(jìn)出口接管，附屬裝置）。其中，塔體是塔設(shè)備的外殼，由等直徑、等壁厚的鋼制圓筒及橢圓封頭的頂蓋構(gòu)成。塔體直徑為1.4m。塔體支座是支撐塔體并與基礎(chǔ)連接的部件，塔體采用裙座支撐。接管用以連接工藝管線，使之與相關(guān)設(shè)備連成封閉的系統(tǒng)。有物料進(jìn)出口接管、進(jìn)排氣接管、側(cè)線進(jìn)出口管，安裝檢修用人孔，手孔接管、各種化工儀表接口等。（2）塔體總高度計算 板間距HT 板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)。塔間距與塔徑之

55、間的關(guān)系，應(yīng)通過流體力學(xué)驗算，權(quán)衡經(jīng)濟(jì)效益，反復(fù)調(diào)整。 板間距HT的大小與液氣和霧沫夾帶有密切關(guān)系。板間距大，可允許氣流速度較高，塔徑可小些;反之，所需的塔徑就要增大。一般來說，取較大的板間距對提高操作彈性有力，安裝檢修方便，但會增加塔的造價。因此HT應(yīng)適當(dāng)選擇。其選擇可參照表10-1塔間距與塔徑的關(guān)系。表13 塔間距與塔徑的關(guān)系塔徑D/m板間距HT/m200300300350350450450600500800本設(shè)計取HT450mm。所以根據(jù)上表可以知道原設(shè)計值相符。開人孔處板間距HT凡是人孔處板間距HT應(yīng)等于或大于600mm，人孔直徑一般為450550mm。本設(shè)計取500mm。本設(shè)計取HT

56、600mm 人孔數(shù)目S人孔數(shù)目S是根據(jù)物料清潔程度和塔板安裝方便而確定。對于易結(jié)垢，結(jié)焦的物料，因需經(jīng)常清洗，每隔4-6塊塔板就要開一個人孔；對于無需經(jīng)常清洗的清潔物料可每隔8-10塊板設(shè)置一個人孔，若塔板上下都可拆卸，可隔15塊板設(shè)置一個人孔。本設(shè)計每隔9塊板設(shè)計一個人孔，故取人孔數(shù)目為4（不包括塔底和塔底人孔）。進(jìn)料段高度HF進(jìn)料段空間高度HF取決于進(jìn)料口的結(jié)構(gòu)型式和物料狀況，一般HF比HT大，有時要大一倍，為了防止進(jìn)料直沖塔板，常在進(jìn)料口處考慮安裝沖突實施，如防沖板，入口堰，緩沖管等，HF應(yīng)保證這些實施的安裝。本設(shè)計取HF800mm。塔頂空間高度HD塔頂空間高度HD指塔頂?shù)谝粚铀宓剿?/p>

57、封頭的底邊處的距離，其作用是安裝塔板和開人孔的需要，也是氣體中的液滴自由沉降，減少塔頂出口氣體中液滴夾帶，必要時還安裝破沫裝置。塔頂空間高度HD一般取1.01.5m，塔徑大時可適當(dāng)增大。本設(shè)計取HD1.2m1200mm塔底空間高度HB塔底空間高度HB是指塔底最末一層塔板到塔底封頭的底邊處的距離，具有中間貯槽的作用，塔釜料液最好能在塔底有10-15分鐘的儲量，以保證塔底料液不致排完，但若塔的進(jìn)料設(shè)有緩沖時間的容量，則塔頂容量可較小，對于塔底產(chǎn)量大的塔，塔底容量也可取小些，有時僅取3-5分鐘的儲量。對于易結(jié)焦物料，塔底停留時間則應(yīng)按工藝要求而定，HB值可按儲量和塔徑計算。對于本設(shè)計，設(shè)塔釜液停留時

58、間為5min，所以根據(jù)液相流量計算得： 取HB為2300mm總高塔總高度（不包括裙座），由下式計算得： 式中 HD 塔頂空間高度，mm; HT塔板間距，mm;H'T開有人孔的塔板間距，mm;HF進(jìn)料段空間高度，mm;HB塔底空間高度，mm;N實際塔板數(shù);S人孔數(shù)目（不包括塔底和塔底人孔）。所以H=+(N-2-S)+S+=1200+(34-2-4)×450+4×600+800+2300塔體計算結(jié)果匯總表14表 14 塔體計算結(jié)果塔徑mm塔頂空間高度mm塔板間距mm開有人孔的塔板間距mm進(jìn)料段空間高度mm塔底空間高度mm塔 高mm13001200450600800230019300（3）筒體精餾塔可視為內(nèi)壓容器。其各種設(shè)計參數(shù)如下：設(shè)計壓力該精餾塔在常壓下操作，設(shè)計壓力取為MPa設(shè)計溫度該精餾塔塔底采用加熱介質(zhì)為蒸汽，溫度不超過150,因此設(shè)計溫度定為150。許用應(yīng)力該精餾塔筒體采用鋼板卷焊而成，材料選擇Q235-B，根據(jù)GB-3274-1988，查得： 焊縫系數(shù)按照GB150規(guī)定，焊縫系數(shù)主要考慮焊縫形式與對焊縫進(jìn)行無損檢驗長度兩個因素，本設(shè)計采用全焊透對接焊，對焊縫作局部無損探傷，則表15 筒體