篩板精餾塔課程設(shè)計(jì)

1、吉林化工學(xué)院化 工 原 理 課 程 設(shè) 計(jì)題目 苯-甲苯二元物系浮閥精餾塔設(shè)計(jì) 教 學(xué) 院 化工與材料工程學(xué)院 專業(yè)班級(jí) 高分子材料與工程 學(xué)生姓名 岳明園 學(xué)生學(xué)號(hào) 08120235 指導(dǎo)教師 張振坤 2010年6月 22日 課程設(shè)計(jì)任務(wù)書1、設(shè)計(jì)題目：苯-甲苯二元物系篩板精餾塔設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)一篩板精餾塔用于分離苯和甲苯的混合物2、工藝操作條件(1) 加料量為: 65kmol/h (2) 加料狀態(tài)： 泡點(diǎn)進(jìn)料 (3) 分離要求： 進(jìn)料組成 xf=0.5 餾出液組成 xd=0.98 釜液組成 xw=0.03(4) 操作壓力： 常 壓3、設(shè)計(jì)要求 1. 摘要2. 緒論3.流程的確定和說明4.工藝計(jì)算

2、5.精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算6.精餾塔的附屬設(shè)備7.設(shè)計(jì)結(jié)果列表8.參考文獻(xiàn)9.結(jié)束語（一）精餾工藝過程流程圖（二）精餾塔流程圖（三）精餾塔塔體結(jié)構(gòu)圖4、設(shè)計(jì)日期 ：2009年6月10日 至 年6月22日目 錄摘 要.1緒 論3第 1 章 操作方案51.1 裝置流程的確定.51.2 操作壓力的選擇51.3 進(jìn)料狀況的選擇51.4 加熱方式的選擇51.5 回流比的選擇6第 2 章 工 藝 計(jì) 算72.1 72.2 物料恒算72.3熱量恒算92.4 理論塔板數(shù)的計(jì)算11第 3 章 板式塔主要工藝尺寸的計(jì)算133.1 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算13塔頂條件下的流量及物理性參數(shù)13塔釜條件下的流量及物性參數(shù)1

3、4進(jìn)料條件下的流量及物性參數(shù)15精餾段的流量及物性參數(shù)16提鎦段流量及物性參數(shù)163.1.6液體平均表面張力計(jì)算173.2 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算183.2.1.塔徑的計(jì)算183.2.2.精餾塔有效高度的計(jì)算193.3.塔板的工藝尺寸計(jì)算203.3.1.溢流裝置計(jì)算203.3.2.塔板布置223.4.篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算233.4.1.塔板壓降233.4.2.液面落差243.4.3.液沫夾帶243.4.4.漏液253. 4. 5.液泛253.5.塔板負(fù)荷性能圖253.5.1.漏液線253.5.2.液沫夾帶線263.5.3.液相負(fù)荷下限273.5.4.液相負(fù)荷上限線273.5.5.液泛線273.

4、5.6.負(fù)荷性能圖及操作彈性283.6 板式塔的結(jié)構(gòu)29 塔體結(jié)構(gòu)29 塔板結(jié)構(gòu)30本章主要符號(hào)說明 32第 4 章 輔助設(shè)備及選型34篩板塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總表36精餾工藝過程流程圖37精餾塔流程圖38附錄 39參考文獻(xiàn)40結(jié)束語41AbstractThis course is designed separation of benzene - toluene of the dual system, through the sieve distillation column, condenser design, so that we have a preliminary design of

5、 the basic chemical principles and methods.      The design of the distillation unit, including distillation column, condenser and other equipment. Top condensate installations in the whole condensate, used to precisely control reflux ratio; bottom with indirect steam heating, so

6、 as to provide adequate heat. 緒 論1.精餾塔概述精餾塔（fractionating column）是進(jìn)行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。有板式塔與填料塔兩種主要類型。根據(jù)操作方式又可分為連續(xù)精餾塔與間歇精餾塔。關(guān)于各種類型塔板的介紹主要的塔板型式有：泡罩塔板；浮閥塔板；篩孔塔板；舌形塔板（斜孔塔板）；網(wǎng)孔塔板；垂直浮閥；多降液管塔板；林德浮閥；無溢流塔板。 泡罩塔板泡罩塔板的氣體通道是由升氣管和泡罩構(gòu)成的。升氣管是泡罩塔區(qū)別于其它塔板的主要結(jié)構(gòu)特征。這種結(jié)構(gòu)不僅結(jié)構(gòu)過于復(fù)雜，制造成本高，而且氣體通道曲折多變、干板壓降達(dá)、液泛氣速低、生產(chǎn)能力小

7、。  浮閥塔板  浮閥塔板是對(duì)泡罩塔板的改進(jìn)，取消了升氣管，在塔板開孔上訪設(shè)置了浮閥，浮閥可根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開度。氣量較小時(shí)可避免過多的漏液，氣量較大時(shí)可使氣速不致過高，降低了壓降。 篩孔塔板 篩孔塔板是最簡(jiǎn)單的塔板，造價(jià)低廉，只要設(shè)計(jì)合理，其操作彈性是可以滿足生產(chǎn)需要的，目前已成為應(yīng)用最為廣泛的一種板型。 舌形塔板   舌形塔板是為了防止過量液沫夾帶而設(shè)計(jì)的一種塔型，由舌孔噴出的氣流方向近于水平，產(chǎn)生的液滴幾乎不具有向上的初速度。同時(shí)從舌孔噴出的氣流，通過動(dòng)量傳遞推動(dòng)液體流動(dòng)，降低了板上液層厚度和塔板壓降。  網(wǎng)孔塔板

8、60; 網(wǎng)孔塔板采用沖有傾斜開孔的薄板制造，具有舌形塔板的特點(diǎn)，并易于加工。 垂直浮閥   垂直浮閥是在塔板上開有若干直徑為100-200mm的大圓孔，孔上設(shè)置圓柱形泡罩，泡罩下緣于塔板有一定的間隙，泡罩側(cè)壁開有許多篩孔。氣流噴射方向是水平的，液滴在垂直方向的初速度為零，液沫夾帶量很小。  多降液管塔板   在普通浮閥上設(shè)置多根降液管以適應(yīng)大液體量的要求，降液管為懸掛式。 林德浮閥   林德浮閥是專為真空精餾設(shè)計(jì)的高效低壓降塔板，在整個(gè)浮閥上布置一定數(shù)量的導(dǎo)向斜孔，并在塔板入口處設(shè)置鼓泡促進(jìn)裝置。 無溢流塔板 無溢流塔板是一

9、種簡(jiǎn)易塔板，只是一塊均勻開有一定縫隙或篩孔的圓形平板，無降液管，結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低廉。2.儀器的選用篩板精餾塔是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的汽液傳質(zhì)設(shè)備。它的結(jié)構(gòu)特點(diǎn)是塔板上開有許多均勻的小孔。根據(jù)孔徑的大小，分為小孔徑篩板和大孔徑篩板兩類。工業(yè)上以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場(chǎng)合（如分離難度大、易結(jié)焦的物系）。篩板的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力較大，氣體分散均勻，傳質(zhì)效率較高。合理的設(shè)計(jì)和適當(dāng)?shù)牟僮髂軡M足要求的操作彈性，而且效率高。 篩板塔制造維修方便，相同條件下生產(chǎn)能力比泡罩塔高10%15%，板效率亦約高10%15%，而每板壓力降則低30

10、%左右，適用于真空蒸餾；塔板效率較高，但稍低于浮閥塔。具有較高的操作彈性，但稍低于泡罩塔。其缺點(diǎn)是小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理臟的、粘性大的和帶固體粒子的料液。精餾框架簡(jiǎn)圖第 1 章 設(shè) 計(jì) 方 案1.1 裝置流程的確定 蒸餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器，蒸餾釜（再沸器），冷凝器，釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)。按過程按操作方式的不同，分為聯(lián)組整流和間歇蒸餾兩種流程。連續(xù)蒸餾有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點(diǎn)，工業(yè)生產(chǎn)中以連續(xù)蒸餾為主。間歇蒸餾具有操作靈活，適應(yīng)性強(qiáng)等優(yōu)點(diǎn)，適合于小規(guī)模，多品種或多組分物系的初步分離。 蒸餾通過物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝實(shí)現(xiàn)分離，熱量自塔釜輸入，由冷凝器中的

11、冷卻質(zhì) 將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，為此，在確定裝置流程時(shí)應(yīng)考慮余熱的利用。譬如，用余料作為塔頂產(chǎn)品（或釜液產(chǎn)品）冷卻器的冷卻介質(zhì)，既可以將原料預(yù)熱，又可以節(jié)約冷卻質(zhì)。 另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵這節(jié)送入塔原料外也可以用高位槽送料，以免受泵操作波動(dòng)的影響。 塔頂冷凝裝置可采用全冷凝器，分冷凝器兩種不同的設(shè)置。甲醇和水不反應(yīng)，且容易冷凝，故使用全凝器，用水冷凝。塔頂出來的氣體溫度不高，冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高，無需進(jìn)一步冷卻，此次分離也是希望得到甲醇，選用全凝器符合要求。 總之，確定流程時(shí)要較全面，合理地兼顧設(shè)備，操作費(fèi)用，操作控制及安全諸因素。1.2 操作壓力的選擇

12、 蒸餾過程中按操作壓力不同，分為常壓蒸餾，減壓蒸餾和加壓蒸餾。一般地，除熱明性物系，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，都能采用常壓蒸餾；對(duì)熱敏性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。甲苯和苯在常壓下就能夠分離出來，所以本實(shí)驗(yàn)在常壓下操作就可以。1.3 進(jìn)料狀況的選擇 進(jìn)料狀況一般有冷液進(jìn)料，泡點(diǎn)進(jìn)料。對(duì)于冷液進(jìn)料，當(dāng)組成一定時(shí)，流量一定對(duì)分離有利，節(jié)省加熱費(fèi)用。采用泡點(diǎn)進(jìn)料不僅對(duì)穩(wěn)定操作較為方便，且不受季節(jié)溫度影響。綜合考慮，

13、設(shè)計(jì)上采用泡點(diǎn)進(jìn)料。泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，基于恒摩爾流假定，精餾段和提餾段上升蒸汽的摩爾流量相等，故精餾段和提餾段塔徑基本相等，制造上較為方便。1.4 加熱方式的選擇 加熱方式可分為直接蒸汽和間接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱直接由塔底進(jìn)入塔內(nèi)。由于重組分是水，故省略加熱裝置。但在一定的回流比條件下，塔底蒸汽回流液有稀釋作用，使理論板數(shù)增加，費(fèi)用增加。間接蒸汽加熱使通過加熱器使釡液部分汽化。上升蒸汽回流下來的冷液進(jìn)行傳質(zhì)，其優(yōu)點(diǎn)是釜液部分汽化，維持原來的濃度，以減少理論塔板數(shù)，其缺點(diǎn)是增加加熱裝置。本設(shè)計(jì)塔釡采用間接加熱蒸汽，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。 1.5 回流比的選擇 回流方式可分為重力回流和強(qiáng)制回流。對(duì)

14、于小型塔，回流冷凝器一般安裝在塔頂。其優(yōu)點(diǎn)是回流冷凝器無需支持結(jié)構(gòu)，其缺點(diǎn)是回流冷凝器回流控制較。如果需要較高的塔頂處理或塔板數(shù)較多時(shí)，回流冷凝器不宜安裝在塔頂。因?yàn)樗斃淠鞑灰寻惭b，檢修和清理。在這種情況下，可采用強(qiáng)制回流，塔頂上蒸汽采用冷凝器冷卻以冷回流流入塔中。由于本次設(shè)計(jì)為小型塔，故采用重力回流。本設(shè)計(jì)物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比卻最小回流比的2倍。第 2 章 工 藝 計(jì) 算2.1 基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 汽液平衡時(shí)，t,x,y 數(shù)據(jù) 表1 苯甲苯汽液平衡數(shù)據(jù) 苯的摩爾分?jǐn)?shù)溫度苯的摩爾分?jǐn)?shù)溫度液相氣相液相氣相0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.2121

15、06.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.22.2 物料恒算 已知 F=65kmol/h, xF=0.50, xD=0.98, xW=0.03 苯的摩爾質(zhì)量 甲苯的摩爾質(zhì)量 2. 物料衡算原料處理量原料液 ： 總物料 ： 易揮發(fā)組分： 聯(lián)立求解得 ： 3. 塔頂、塔釜產(chǎn)品質(zhì)量流量塔頂產(chǎn)品質(zhì)量流量塔釜產(chǎn)品質(zhì)量流量：4. 物料衡算結(jié)果 表2 物料衡算結(jié)果表進(jìn)料塔頂出料塔底出料平均摩爾質(zhì)量

16、/(kg/kmol)85.12 78.3991.71 摩爾分?jǐn)?shù)/ %0.500.980.03摩爾流量/(kmol/h)7034.6335.375. 塔頂氣相、液相，進(jìn)料和塔底的溫度分別為：t VD 、t LD 、t F 、t W利用表中數(shù)據(jù) 由內(nèi)插法可求得 ：塔頂 ： 塔釜 ： 進(jìn)料 ： 精餾段平均溫度 ： 提留段平均溫度： 6. 操作壓力 塔頂操作壓力 每層塔板壓降 進(jìn)料壓力 精餾段平均壓力 7. 平均相對(duì)揮發(fā)度 取x-y曲線上兩端下溫度的平均值 查氣-液平衡數(shù)據(jù)表 t=106.1時(shí)， t=81.2時(shí)， 所以 8. 回流比的確定 由苯甲苯物系的汽液平衡數(shù)據(jù)可繪出x-y圖，如圖 在圖中對(duì)角線上

17、，自F點(diǎn)（0.50，0.50）作垂線FP即為進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為： yP=0.713, xP=0.50故最小回流比Rmin=1.25 取操作會(huì)回流比R=2Rmin=2×1.25=2.50 2.3熱量恒算 1. 加熱介質(zhì)的選擇常用的介質(zhì)有飽和水蒸汽和煙道氣。飽和水是一種應(yīng)用最廣的加熱劑。由于飽和水蒸汽冷凝時(shí)的傳熱系數(shù)很高，可以通過改變蒸汽壓力準(zhǔn)確地控制加熱溫度。燃料燃燒所排放的煙道氣 溫可達(dá)1001000，適用于高溫加熱。煙道氣的缺點(diǎn)是比熱容及傳熱系數(shù)很低，加熱溫度控制困難。本設(shè)計(jì)采用300kPa的飽和水蒸氣作為加熱物質(zhì)。水蒸氣易獲得、清潔、不易腐蝕加熱管，不但成本

18、會(huì)相應(yīng)降低，塔結(jié)構(gòu)也不復(fù)雜。2. 冷卻劑的選擇常用的冷卻劑是水和空氣，應(yīng)因地制宜地加以選用。受當(dāng)?shù)貧鉁叵拗?，冷卻水一般為1025。如需要冷卻到較低溫度，則采用低溫介質(zhì)，如冷凍鹽水、氟利昂等。3. 熱量恒算(1) 冷凝器的熱負(fù)荷 QC =(R+1)D(IVD-ILD)式中 IVD塔頂上升蒸汽的焓； ILD塔底餾出液的焓。又 IVD-ILD=xDHV苯 +（1-xD）HV甲苯 式中 HV苯 苯的蒸發(fā)潛熱；HV甲苯 甲苯的蒸發(fā)潛熱。蒸發(fā)潛熱的計(jì)算：蒸發(fā)潛熱與溫度的關(guān)系 HV2=HV1 式中 Tr對(duì)比溫度表 3 沸點(diǎn)下蒸發(fā)潛熱列表沸點(diǎn)/k蒸發(fā)潛熱HV/(kJ/kg)TC/K苯353.3394562.1

19、甲苯383.3360591.7 81.15時(shí)，苯 ： Tr2=0.630 Tr1 =0.629蒸發(fā)潛熱 HV苯=394×=393.596 kJ/kg同理甲苯： Tr2= =0.599 Tr1=0.649蒸發(fā)潛熱 HV甲苯=360×=378.687 kJ/kg QC =(R+1)D(IVD-ILD)=(2.5+1)×2714.68×393.298=3.74×kJ/h (2) 冷卻水消耗量 WC=式中 WC冷卻水消耗量，kg/hCpc冷卻介質(zhì)在平均溫度下的比熱容，kJ/(kg/)t1、t2冷卻介質(zhì)在冷凝器進(jìn)出口處的前往溫度，所以 =25次溫度下冷卻

20、水的比熱容Cpc=4.25 kJ/(kg/)WC=8.8×kg/h 2.4 理論塔板數(shù)的計(jì)算（1）精餾塔的氣、液相負(fù)荷 （2）求操作線方程精餾端操作線方程提餾端操作線方程（3） 用逐板法計(jì)算理論層板數(shù) =2.62，則相平衡方程 由 聯(lián)立得兩操作線交點(diǎn)的橫坐標(biāo)為 先交替使用相平衡方程與精餾端操作線方程第5塊板為加料板以下交替使用相平衡方程與提餾端操作線方程總理論板數(shù)為9，精餾段理論板數(shù)為4，第5塊為進(jìn)料板（4） 實(shí)際板層數(shù)的求取 精留段實(shí)際板層數(shù) ：N精=4/0.52=7.78提留段實(shí)際板層數(shù) ：N提=5/0.52=9.610第 3 章 板式塔主要工藝尺寸的計(jì)算3.1 塔的工藝條件及物

21、性數(shù)據(jù)計(jì)算苯和甲苯物性數(shù)據(jù) 表4 液相密度溫度t,8090100110120A,kg/m3815800.2792.5780.3768.9B,kg/m3810803.9790.3780.3770.0表5 液體的表面張力溫度t,8090100110120A,mN/m21.2720.0618.8517.6616.49B,mN/m21.6920.5919.9418.4117.31表6 液體的粘度L溫度t,8090100110120LA mPa0.3080.2790.2550.2330.215LB mPa0.3110.2860.2640.2540.228表7 液體氣化熱溫度t,8090100110120

22、A,kJ/kg394.1386.9379.3371.5363.2B,kJ/kg379.9373.8367.6361.2354.6塔頂條件下的流量及物理性參數(shù) xD=0.98 , xD=0.976 , D =34.63 kmol/h(1) 氣體平均相對(duì)分子質(zhì)量 =M苯xD+M甲苯（1-xD）=78.11×0.98+92.14×(1-0.98) =78.39 kmol/h(2) 液相相對(duì)分子質(zhì)量 =78.39 kg/mol (3) 氣相密度VD=kg/m3(4) 液相密度TLD=80.60 , 查表=815 kg/m3 ，=810 kg/m3 用內(nèi)插法算得 解得 ： =814.

23、88 kg/m3 (5) 液相粘度 查表6可得 ：tLD =80.60 時(shí) 苯 =0.308 mPa·s , 甲苯 =0.311 mPa·sLD =苯xD +甲苯（1- xD）=0.308×0.98+0.311×（1-0.98） =0.308 mPa·s (6) 塔頂出料的質(zhì)量流量 D =D· =34.63×78.39 =2714.646 kg/h 表 8 塔頂數(shù)據(jù)結(jié)果表符號(hào) 數(shù)值78.3978.392.698814.880.30834.632714.646塔釜條件下的流量及物性參數(shù) xw=0.03 , xw=0.026 ,

24、 W=35.37 kmol/h (1)液相平均相對(duì)分子質(zhì)量 = =91.72 kg/kmol (2)氣相密度 tw=110.58= = =2.195 kg/m3 (3)液相密度 tw=110.58 用內(nèi)插法得 ： =780.3 kg/m3 （4）塔釜出料的質(zhì)量的流量 W= =35.37×91.719=3244.1 kg/m3 （5）液相粘度 tw=110.58 ， 甲苯=0.254 mPa·sLW=甲苯=0.254 mPa·s表 9 塔釜數(shù)據(jù)結(jié)果表符號(hào) 數(shù)值91.72 91.72 2.195780.3 0.254 35.373244.1進(jìn)料條件下的流量及物性參數(shù)

25、F=70 kmol/h , xF=0.50 , xF=0.46 由內(nèi)插法可得： =73.4 %=0.734 (1) 氣相平均相對(duì)分子質(zhì)量 =0.734×78.11+（1-0.734）×92.14 =81.84 kg/kmol(2)液相平均相對(duì)分子質(zhì)量 =0.5×78.11+（1-0.5）×92.14 =85.125 kg/kmol(3)氣相密度=2.735 kg/m3(4)液相密度tF=91.79 時(shí) ，=800.2 kg/m3 , =803.9 kg/m3用內(nèi)插法可求出：=802.19 kg/m3 (5) 液相粘度tF=91.79時(shí)，苯= 0.279

26、mPa·s ，甲苯=0.286 mPa·sLF=xF·苯+(1- xF) ·甲苯=0.5×0.279+（1-0.5）×0.286 =0.283 mPa·s（6）進(jìn)料質(zhì)量流量 F= F·M =70×85.125=5958.75 kg/h表10 進(jìn)料數(shù)據(jù)結(jié)果表符號(hào)數(shù)值 81.84 85.1252.735802.19 0.2835958.75 70 精餾段的流量及物性參數(shù)（1）氣相平均相對(duì)分子質(zhì)量 =80.12 kg/kmol (2) 液相平均相對(duì)分子質(zhì)量 = 81.76 kg/kmol （3）氣相密度 =2.

27、717 kg/kmol （4） 液相密度 =808.56 kg/m3 (5) 液相粘度= 0.296 mPa·s (6) 氣相流量 摩爾流量 V精=（R+1）D =(2.5+1) ×34.63=212.21 kmol/h 質(zhì)量流量 V精= 121.21×80.12=9711.35 kg/h （7） 液相流量 摩爾流量 L精= RD =2.5×34.63=86.58 kmol/h 質(zhì)量流量 L精=86.58×81.76=7078.78 kg/h 表 11 精餾段數(shù)據(jù)結(jié)果表序號(hào) 數(shù)值 80.1281.762.717808.56121.219711.

28、3586.587078.78提鎦段流量及物性參數(shù)(1) 氣相平均相對(duì)分子質(zhì)量 86.78 kg/mol(2) 液相平均相對(duì)分子質(zhì)量 88.43kg/mol (3) 液相密度 791.25kg/m3(4) 氣相密度 2.465 kg/m3(5) 液相粘度=0.269 mPa·s(6) 氣相流量摩爾流量 因?yàn)?V精=V提-（q-1）F 所以 V提= V精+（q-1）F= V精=121.21 kmol/h 式中 q=1 (泡點(diǎn)進(jìn)料) 質(zhì)量流量 =10568.07 kg/m3(7) 液相流量摩爾流量 L提 =L精+qF= L精+F=86.58+70=156.58 mol/h質(zhì)量流量 L提 =

29、 =156.58×88.43=13846.37 kg/h 表 12 提餾段數(shù)據(jù)結(jié)果表 序號(hào) 數(shù)值86.7888.432.465791.250.269 121.2110568.07156.5813846.3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：塔頂液相平均表面張力的計(jì)算：由，查表得進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算：由 ，查表得精餾段液相平均表面張力的計(jì)算：3.2 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算.塔徑的計(jì)算精餾段的氣液相體積流率為取板間距HT=0.40m, 板上液層高度hL=0.05m, 則查史密斯關(guān)聯(lián)圖得C20=0.046取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后D=1.4m

30、 。精餾段塔截面積為實(shí)際空塔氣速為.精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為提餾段有效高度為在進(jìn)料板上方開一個(gè)人孔，其高度為0.8米故精餾塔的有效高度為3.3.塔板的工藝尺寸計(jì)算.溢流裝置計(jì)算塔徑 D=1.4米可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。（1）堰長(zhǎng) lW 5（2）溢流堰高度hW由 hW=hL-hOW ,選用平直堰，堰上液層高度 由弗朗西斯公式計(jì)算，近似取E=1則則取板上清液層高度hL=80mm ,故 hW=hL-hOW=0.08-0.0134=0.0666m （3）弓形降液管寬度 和截面積由故依式 驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間,故降液管設(shè)計(jì)合理。（4）降液管底隙高度h0取u0=0.08

31、 m/s 則故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理 。選用凹形受液盤，深度.塔板布置（1）塔的分塊因，故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為4塊表 13 塔板分塊數(shù) 塔徑,mm 8001200140016001800200022002400塔板分塊數(shù) 3456（1） 邊緣區(qū)寬度確定 ，WC=0.04m （3）開孔區(qū)面積計(jì)算故（4）篩孔計(jì)算及其排列本設(shè)計(jì)選用碳鋼板，取篩孔直徑篩孔按正三角形排列，取空中心t為 篩孔的正三角形排列篩孔數(shù)目 開孔率為 氣體通過篩孔的氣速 3.4.篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算.塔板壓降（1）干板阻力計(jì)算篩板開孔率% ， 干板阻力由式計(jì)算由，查干篩孔的流量系數(shù)圖得 干篩孔的流量系數(shù)故 （2）氣體通過

32、液層的阻力計(jì)算氣體通過液層的阻力可由式 ： 計(jì)算查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖 故 （3）液體表面張力的阻力計(jì)算氣體通過每層塔板的液柱高度 可按下式計(jì)算，即氣體通過每層塔板的壓降為 （設(shè)計(jì)允許值）.液面落差對(duì)于的篩板塔，液面落差很小，可忽略液面落差的影響。本設(shè)計(jì)的,故液面落差可忽略不計(jì)。.液沫夾帶液沫夾帶量由式計(jì)算故故本設(shè)計(jì)液沫夾帶量在允許范圍內(nèi).漏液對(duì)于篩板,漏液點(diǎn)氣速 可由式：計(jì)算實(shí)際孔速 穩(wěn)定系數(shù)為 .液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高度 應(yīng)服從式 的關(guān)系苯-甲苯物系屬一般物系,取 則而故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象.3.5.塔板負(fù)荷性能圖.漏液線由得 ： 整理得 在操作范圍內(nèi),任取

33、幾個(gè) 值,依上式計(jì)算 值結(jié)果列于表中0.00150.00450.00700.00900.7750.8140.8390.856由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1.液沫夾帶線以 為限,求 關(guān)系如下:由 故整理得在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè) 值, 依上式計(jì)算 值結(jié)果列于表中0.0010.00450.00700.00901.9151.6721.5111.397由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2 .液相負(fù)荷下限對(duì)于平直堰,取堰上液層高度 作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn).由式取E=1,則由此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限3.液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限,由式 故由此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限4

34、.液泛線令由;聯(lián)立得忽略,將 與 , 與, 與 的關(guān)系帶入上式,并整理得式中， 及有關(guān)的數(shù)據(jù)代入得：故 在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算結(jié)果列于表中0.00150.00450.00700.00902.8592.7052.5852.487由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5.負(fù)荷性能圖及操作彈性根據(jù)以上各線方程,可做出篩板塔的負(fù)荷性能圖如圖所示在負(fù)荷性能圖上,作出操作點(diǎn) , 連接 ,即作出操作線.由圖可知故操作彈性為：3.6 板式塔的結(jié)構(gòu) 塔體結(jié)構(gòu)(1)塔頂空間 指塔內(nèi)最上層塔極與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距，設(shè)計(jì)中通常取塔頂間距為(1.52.0)HT。若需要安裝除沫器

35、時(shí)，要根據(jù)除沫器的安裝要求確定塔頂間距。 (2)塔底空間 指塔內(nèi)最下層培板到塔底間距。其值由如下因素決定： 塔底儲(chǔ)液空間依儲(chǔ)存液量停留 38 min(易結(jié)焦物料可縮短停留時(shí)間)而定；再沸器的安裝方式及安裝高度； 塔底液面至最下層塔板之間要留有12m的間距。 (3)人孔 對(duì)于D1000mm的板式塔，為安裝、檢修的需要，一般每隔68層塔板設(shè)一人孔。人孔直徑一般為450 mm600mm，其伸出塔體的筒體長(zhǎng)為200250 mm，人孔中心距操作平臺(tái)約8001200mm。設(shè)人孔處的板間距應(yīng)等于或大于600mm。 (4)塔高 板式塔的塔高如圖所示。可按下式計(jì)算，即 H=(n-nF-nP-1)HT+nFHF+

36、nPHP+HD+HB+H1+H2 式中 H塔高，m； n實(shí)際塔板數(shù)； nF進(jìn)料板數(shù)； HF進(jìn)料板處板間距，m； np人孔數(shù)； HB塔底空間高度，m； HP設(shè)人孔處的板間距，m； HD塔頂空間高度，m； H1封頭高度，m； H2裙座高度m。 塔板結(jié)構(gòu)塔板按結(jié)構(gòu)特點(diǎn)，大致可分為整塊式和分塊式兩類塔板。塔徑小于800mm時(shí)，一般采用整塊式；當(dāng)直徑大于900 mm時(shí)，人已能在塔內(nèi)進(jìn)行裝拆，常用分塊式塔板。由于剛度、安裝、檢修等要求，多將塔板分成數(shù)塊通過人孔送入塔內(nèi)。當(dāng)塔徑在800 mm900mm之間時(shí)，兩種型式均可采用，視具體情況而定。塔徑超過800 mm時(shí)，對(duì)于單溢流型塔板，塔板分塊數(shù)如表3-3所示

37、，其常用的分塊方法如下圖所示。 塔板分塊數(shù) 塔徑,mm 8001200140016001800200022002400塔板分塊數(shù) 3456 （塔板分為三塊） （塔板分為四塊） （塔板分為五塊） （塔板分為六塊） 單溢流型塔板分塊板示意圖 本章主要符號(hào)說明符號(hào)意義SI組分的量Kmol組分的量Kmol塔頂產(chǎn)品流率Kmol/s總板效率X液相組分中摩爾分率Y氣相組分中摩爾分率相對(duì)揮發(fā)度粘度PasF原料進(jìn)量或流率Kmol/sL下降液體流率Kmol/sN理論塔板數(shù)P系統(tǒng)的總壓PaR汽化潛熱KJ/KmolT溫度KV上升蒸氣流率Kmol/sW蒸餾釜的液體量Kmolhc與干板壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨萴hd液體流出降

38、液管的壓頭損失mhL板上液層高度mWc邊緣區(qū)高度mWd弓形降壓管寬度mWs破沫區(qū)寬度mZ塔的有效段高度m0板上液層無孔系數(shù)液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間sL液體密度Kg/m3V氣體密度Kg/m3液體表面張力dyn/cmWd降液管寬度m密度Kg/m3Aa基板鼓泡區(qū)面積m2Af總降壓管截面積m2AT基截面積m2C氣相負(fù)荷參數(shù)C20液體表面張力為dny.cm-1 時(shí)的氣相負(fù)荷參數(shù)Cf泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)d0篩板直徑mD塔徑mF0篩孔動(dòng)能因數(shù)g重力加速度m2/sh0降液管底隙高度mhp與單板壓降相當(dāng)?shù)囊簩痈叨萴hW出口堰高mh與克服表面張力壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨萴hd降液管壓強(qiáng)降相當(dāng)液柱高度mHT板間距mLW堰長(zhǎng)mLh

39、塔內(nèi)液體流量m3/hLs塔內(nèi)液體流量m3/sN一層塔板上的篩孔總數(shù)U空塔氣速m/sU0篩板氣速m/sVh塔內(nèi)氣體流量m3/hVs塔內(nèi)氣體流量m3/s第 4 章 輔助設(shè)備及選型精餾塔的附屬設(shè)備 精餾塔的附屬設(shè)備包括蒸氣冷凝器、產(chǎn)品冷卻器、再沸器(蒸餾釜)、原料預(yù)熱器等，可根據(jù)有關(guān)教材或化工手冊(cè)進(jìn)行選型與設(shè)計(jì)。以下著重介紹再沸器(蒸餾釜)和冷凝器的型式和特點(diǎn)，具體設(shè)計(jì)計(jì)算過程從略。 （1）再沸器(蒸餾釜) 該裝置的作用是加熱塔底料液使之部分氣化，以提供精餾塔內(nèi)的上升氣流。工業(yè)上常用的再沸器(蒸餾釜)有：內(nèi)置式再沸器、釜式(罐式)再沸器、虹吸式再沸器、強(qiáng)制循環(huán)式再沸器等幾種，詳見第2章?lián)Q熱器設(shè)計(jì)部分

40、。 應(yīng)予指出，再沸器的傳熱面積是決定塔操作彈性的主要因素之一，故估算其傳熱面積時(shí)安全系數(shù)要選大一些，以防塔底蒸發(fā)量不足影響操作。 （2）塔頂回流冷凝器 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。 整體式及自流式 將冷凝器直接安置于塔頂，冷凝液藉重力回流入塔，此即整體式冷凝器，又稱內(nèi)回流式，如圖3-21(a)、(b)所示。其優(yōu)點(diǎn)是蒸氣壓降較小，節(jié)省安裝面積，可藉改變升氣管或塔板位置調(diào)節(jié)位差以保證回流與采出所需的壓頭。缺點(diǎn)是塔頂結(jié)構(gòu)復(fù)雜，維修不便，且回流比難于精確控制。該方式常用于以下幾種情況：傳熱面較小(例如50m2以下)；冷凝液難以用泵輸送或泵送有危險(xiǎn)的場(chǎng)合；減壓蒸餾過程。 圖3-21(c)所示為自流式冷凝器，即將冷凝器置于塔頂附近的臺(tái)架上，靠改變臺(tái)架高度獲得回流和采出所需的位差。 強(qiáng)制循環(huán)式 當(dāng)塔的處理量很大或塔板數(shù)很多時(shí)，若回流冷凝器置于塔頂將造成安裝、檢修等諸多不便，且造價(jià)高，可將冷凝器置于塔下部適當(dāng)位置，用泵向塔頂輸送回流，在冷凝器和泵之間需設(shè)回流罐，即為強(qiáng)制循環(huán)式。圖3-