苯甲苯二元物系浮閥式精餾塔的設(shè)計

化工原理課程設(shè)計題目苯-甲苯二元物系浮閥式精餾塔的設(shè)計處理量70kmol/h教學(xué)院：化學(xué)與制藥工程學(xué)院專業(yè)班級學(xué)生姓名學(xué)生學(xué)號指導(dǎo)教師王衛(wèi)東化工原理課程設(shè)計任務(wù)書設(shè)計題目苯一甲苯二元物系浮閥式精餾塔的設(shè)計設(shè)計條件塔頂壓力為常壓處理量：70kmol/h進料組成：0.40(摩爾百分率，下同)塔頂組成：0.98塔底組成：0.02進料狀態(tài)：0.98塔頂設(shè)全凝器，泡點回流塔釜飽和蒸汽直接加熱回流比R=(1.1-2.0)R.m1n單板壓降W0.7kPa設(shè)計內(nèi)容確定工藝流程。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)的計算。精餾塔塔體工藝尺寸的計算。塔板板面布置設(shè)計。塔板的流體力學(xué)驗算與負(fù)荷性能圖。精餾塔接管尺寸計算。塔頂全凝器工藝設(shè)計計算和選型。進料泵的工藝設(shè)計計算和選型。帶控制點的工藝流程圖、塔板板面布置圖、精餾塔設(shè)計條件圖。設(shè)計說明書。TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"摘要3緒論4第一章設(shè)計思路51.1設(shè)計流程51.2設(shè)計思路5第二章精餾塔的工藝設(shè)計62.1精餾塔物料衡算62.2塔板數(shù)的確定12第三章精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算143.1塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算143.2精餾塔塔體工藝尺寸計算163.3塔板分布183.4流體力學(xué)核算193.5塔板負(fù)荷性能圖21第四章輔助設(shè)備及型號254.1熱量衡算254.1塔附件計算28主要符號說明31參考文獻34附錄（一）基本物性常數(shù)35附錄（二）程序36附錄（三）塔條件圖38結(jié)束語39化工原理課程設(shè)計教師評分表40摘要精餾是一種最常用的分離方法，它依據(jù)多次部分汽化、多次部分冷凝的原理來實現(xiàn)連續(xù)的高純度分離。本設(shè)計采用浮閥精餾塔，進行甲醇一水二元物系的分離，此設(shè)計針對二元物系的精餾問題進行分析、計算、核算、繪圖，從而達到二元物系分離的目的。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設(shè)計和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。通過對精餾塔的工藝設(shè)計計算可知：實際塔板數(shù)為39塊，第19塊板進料，最小塔徑為1.2m，塔的實際高度為24.85m。根據(jù)所選參數(shù)在進行校核可知：精餾段液體在降液管停留時間為19.65s，降液管底隙高度為18mm，操作彈性為3.45。提餾段液體在降液管停留時間為7.95s，降液管底隙高度為44mm，操作彈性為3.24。這些值都符合實際要求，故所選的物性參數(shù)是合理。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)原料混合物中各組分的分離。該過程是同時進行傳熱、傳質(zhì)的過程。為實現(xiàn)精餾過程，必須為該過程提供物流的貯存、輸送、傳熱、分離、控制等的設(shè)備、儀表。由這些設(shè)備、儀表等構(gòu)成精餾過程的生產(chǎn)系統(tǒng)，即本次所設(shè)計的精餾裝置。浮閥塔是二十世紀(jì)五十年代初開發(fā)的一種新塔型，其特點是在篩板塔基礎(chǔ)上，在每個篩孔處安置一個可上下移動的閥片。當(dāng)篩孔氣速高時，閥片被頂起、上升，孔速低時，閥片因自重而下降。閥片升降位置隨氣流量大小自動調(diào)節(jié)，從而使進入液層的氣速基本穩(wěn)定。又因氣體在閥片下側(cè)水平方向進入液層，既減少液沫夾帶量，又延長氣液接觸時間，從而收到很好的傳質(zhì)效果。浮閥有三條帶鉤的腿，將浮閥放進篩孔后，將其腿上的鉤扳轉(zhuǎn)，可防止操作時氣速過大將浮閥吹脫。此外，浮閥邊沿沖壓出三塊向下微彎的“腳”。當(dāng)篩孔氣速降低，浮閥降至塔板時，靠這三只“腳”使閥片與塔板間保持2.5mm左右的間隙；在浮閥再次升起時，浮閥不會被粘住，可平穩(wěn)上升。浮閥塔的生產(chǎn)能力比泡罩塔約大20%?40%，操作彈性可達7?9，板效率比泡罩塔約高15%，制造費用為泡罩塔的60%?80%，為篩板塔的120%?130%。浮閥一般都用不銹鋼制成，國內(nèi)常用的浮閥有三種，即V-4型、T型與F1型。V-4型的特點是閥孔被沖壓成向下彎的噴嘴形，氣體通過閥孔時因流道形狀漸變可減小阻力。T型閥則借助固定于塔板的支架限制閥片移動范圍。三類浮閥中，F(xiàn)1型浮閥最簡單，該類型浮閥已被廣泛使用。我國已有部頒標(biāo)準(zhǔn)（JB1118—68）。F1型閥又分重閥與輕閥兩種，重閥用厚度2mm的鋼板沖成，閥質(zhì)量約33克，輕閥用厚度1.5mm的鋼板沖成，質(zhì)量約25克。閥重則閥的慣性大，操作穩(wěn)定性好，但氣體阻力大，一般采用重閥，只有要求壓降很小的場合，如真空精餾時才使用輕閥。進料F組成xF塔頂出料D組成xD1進料F組成xF塔頂出料D組成xD1.11.1設(shè)計思路1.1.1精餾方式的選定本設(shè)計采用連續(xù)精餡操作方式，其特點是：連續(xù)精餡過程是一個連續(xù)定態(tài)過程，耗能小于間歇精餡過程，易得純度高的產(chǎn)品。1.1.2操作壓力的選取本設(shè)計采用常壓操作，一般，除了敏性物料以外，凡通過常壓蒸餡不難實現(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餡出物冷凝下來的系統(tǒng)都應(yīng)采用常壓蒸餡。1.1.3加料狀態(tài)的選擇為氣液混合物泡點進料1.1.4加熱方式本設(shè)計采用直接蒸汽加熱。因為直接蒸汽的加入，對釜內(nèi)溶液起一定稀釋作用，在進料條件和產(chǎn)品純度，輕組分收率一定前提下，釜液濃度相應(yīng)降低，故需在提餡段增加塔板以達到生產(chǎn)要求，從而又增加了生產(chǎn)的費用，但也減少了間接加熱設(shè)備費用。1.1.5回流比的選擇選擇回流比，主要從經(jīng)濟觀點出發(fā)，力求使設(shè)備費用和操作費用之和最低。一般經(jīng)驗值為R=(1.1-2.0)Rmin.1.1.6塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇塔頂選用全凝器，因為后繼工段產(chǎn)品以液相出料，但所得產(chǎn)品的純度低于分凝器，因為分凝器的第一個分凝器相當(dāng)于一塊理論板。塔頂冷卻介質(zhì)采用自來水，方便、實惠、經(jīng)濟。1.1.7浮閥塔的選擇在本設(shè)計中我們使用浮閥塔，浮閥塔的突出優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單造價低。合理的設(shè)計和適當(dāng)?shù)牟僮鞲￠y塔能滿足要求的操作彈性，而且效率高采用浮閥可解決堵塞問題適當(dāng)控制漏夜。浮閥塔是最早應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)的設(shè)備之一，五十年代之后通過大量的工業(yè)實踐逐步改進了設(shè)計方法和結(jié)構(gòu)近年來與浮閥塔一起成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備為減少對傳質(zhì)的不利影響可將塔板的液體進入?yún)^(qū)制突起的斜臺狀這樣可以降低進口處的速度使塔板上氣流分布均勻。浮閥塔多用不銹鋼板或合金制成使用碳剛的比較少。實際操作表明，浮閥在一定程度的漏夜?fàn)顟B(tài)下操作使其板效率明顯下降其操作的負(fù)荷范圍較袍罩塔為窄，單設(shè)計良好的塔其操作彈性仍可達到2-3。表1-1設(shè)計參數(shù)統(tǒng)計項目方式壓力加料狀態(tài)加熱方式回流比冷凝器冷卻介質(zhì)浮閥塔選取連續(xù)精餡常壓氣液混合蒸汽加熱R=(1.1-2.0)Rmin全凝器自來水浮閥塔第二章工藝計算2.1精餾塔物料衡算由設(shè)計要求數(shù)據(jù)：加料量F=70kmol/h進料組成x=0.40餡出液組成x〃=0.98釜液組成x^=0.022.1.1原料液及塔頂、塔底的平均摩爾質(zhì)量因為苯的摩爾質(zhì)量Ma=78.11kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量Mb=92.14kg/kmol所以Mf=0.40x78.11+(1-0.40)x92.14=86.528kg/kmolMD=0.98x78.11+(1-0.98)x92.14=78.3906kg/kmolMw=0.X278.11+(XL-0.02)92.14=91.8594kg/kmol總物料衡算：F=D+W即70=D+W苯物料衡算：Fxf=Dxd+叫即70x0.40=Dx0.98+Wx0.02聯(lián)立解得：D=29.40kmol/h;W=40.60kmol/h2.1.2溫度計算利用表中數(shù)據(jù)有插值法可求的tF，七tW。t:tF~95,2=95-2~92-1t=95.099VFt:tF~95,2=95-2~92-1t=95.099VF40-39.739.7-48.9F②t：t=80.6VD98-9595-100Dt-110.6_110.6-1061W2-0=0-88tw=109.58V精餾段平均溫度：t1=(t+t)/2=87.85V提留段平均溫度：t2=(t；+t；)/2=102.34V苯的摩爾分?jǐn)?shù)溫度V苯的摩爾分?jǐn)?shù)溫度V液相氣相液相氣相0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.2表1苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)[1]2.1.3密度計算進料溫度tF=94.425V氣相組成y:F95.099-92.1_92.1-89.4y^-7171-78.9yF=0.622515塔頂溫度tD=80.5V氣相組成y:D80.6-80.2_81.2-80.2

yd-100=97.2-100yD=0.9888塔底溫度tw=109.83V氣相組成y:W⑴液相組成x:x=—^—D12氣相組成y:y=yF+yD2109.58-106.1_110.6-106.1

y-21.2一0-21.2yW=0.04805餾段x1=0.69y1=0.806所以ML=78.11x0.69+92.14x(1-0.69)=82.4593kg/kmolMV1=78.11x0.806+92.14x(1-0.806)=80.832kg/kmol⑵提留段液相組成x:x="*七)x=0.212222氣相組成j:y=(兒+yf)j=0.33532222所以M=78.11x0.21+92.14x(1-0.21)=89.1937kg/komlL2?=78.1乂0.3撲39X2.-4(1=.335cg/kong7.436不同溫度下苯和甲苯物性表：苯:溫度/C蒸汽壓/毫米水柱汽化熱/卡/克分子密度/克/厘米3熱熔/卡/克分子.C表面張力/達因/厘米黏度/厘泊導(dǎo)熱系數(shù)*10-5/厘米厘米.C70550.8074820.825934.53022.500.34230.780757.6273530.815035.09821.270.30830.0901020.972180.803935.76920.060.27929.21001350.470770.792536.44118.850.25528.51102.31369300.780837.29217.660.21527.7甲苯:80291.2183490.810041.86621.690.31129.190406.7382160.800242.61520.590.28628.4100556.3180800.790243.36319.490.26427.7110746.5879390.780344.49718.410.24527.0120984.777940.770045.63217.340.22826.3求得在tF，tD，tw下的苯和甲苯的密度(單位：kg/m3)進料溫度t、425°C100-90=100-95.099「=0.7981F0.7925-0.80390.7925-pfF100-90100-95.099,=p=0.79510.7902-0.8002p0.9702-F'F塔頂溫度tD=80.6C90-8090-80.60.8039-0.81500.8039-pDPd=0.814490-8090-80.60.8002-0.81000.8002-pD''=0.8095塔底溫度t=109.58°C原數(shù)量的求取:110-100110-109.580.7808-0.79250.7808-pW110-100110-109.580.7803-0.79020.7803-pW78.11x0.4092.14+0.40x78.11-92.14x0.4078.1x10.9892.1+40x98-8.11x78.11x0.02液相密度求取:PW=0.7813'=0.7807=0.3612=0.976592.140.9892.14+0.02x78.11-92.14x0.02=0.017PF—+—798.9795.810.9765—+1-0.9765PD814.4809.510.017—+—1-0.017P781.0780.50.36121-0.36121wwPf=773.47PD=814.28Pw=780.51精餾段密度：P=（Pf+Pd）=793.86L2提留段密度：P=(PF+PW)=776.99L2氣相密度求?。篗l1-Md+Mf-86.528+7&3906■FWMl22Mw+Mf_91.93+86.2582.4593kg/kmol=89.1937kg/kmolMV=yx7&11+Q1-y92.kgfcrfOB.43mvCx78.11+(x-y92.kg/kmb8.27MVW=yWx78.11+(1%)x92.14=91.47kg/kmol89.09+78.272=80.84kg/kmolM=Mw+MvfV2=283.41+91.472=87.44kg/kmol_83.41x273.15VF=22.4x(273.15+95.099)=2.77pVD78.27x273.15勺?=2.7022.4x(273.15+80.6)91.47x273.15pVW=2.9222.4x(273.15+91.47)Pv1Pvf+Pvd=2-77+2-70=2.7352Pv2Pvf+Pvw=2.77+3.06=2.9152.1.4相對揮發(fā)度的求取:由七=0.40yF=0.622515yFx苛F1-xF=2.47x=0.98yd=0.9888yDx15^=1.80—^D-1-xDx=0.02yw=0.04805yW-^=2.471-yW1-xW精餾段相對揮發(fā)度:a=aF+ad=2.13512提留段相對揮發(fā)度:a+aa=—f2w，=2.47全塔相對揮發(fā)度:a+a+a"a=—fw2.2532.1.5黏度的求取精餾段t1=(tF+tD)/2=84.85°C利用插值法:84.85-80_90-80H「°.3°8=0.279-0.308日a=0.285mpa.s84.8-580-9080rb-0.3110.2860.311日B=0.2989mpa.s提留段t2=(tF+tW)/2=102.34C利用插值法:102.34-100110-100ra-0.2550.233-0.255日a=0.250mpa.s102.34-100110-100rb-0.2640.245-0.264日B=0.260mpa.s精餾段黏度：R1=Rx+R(1-x)=0.285X0.7025+0.2989x(1-0.7025)=0.277mpa.sa1B1提留段黏度：R2=RaX2+Rb(1-x2)=0.285X0.2175+0.292x(1-0.2175)=0.258mpa.s2.2塔板數(shù)的確定2.2.1理論塔層數(shù)NT的求取本設(shè)計為泡點進料q=0.98根據(jù)y=—^x-；q-1q-1以2Xa2-1x)可得Xp=0.41；5yp=0.665最小回流比：r.=4p=3竺=1.26miny-xp0.665-0.415p回流比選?。篟=(1.12.0)Rmin本設(shè)計回流比選?。篟=1.5R.=1.89F.x^-x=0.98-0.02=2526D=x：-xW=0.40—本設(shè)計回流比選?。篟=1.5R.=1.89精餾段操作線方程:=0.6540x+0.3391n提留段操作線方程:.吧1提留段操作線方程:.吧+^技x=1.5280x+0.0106相平衡方程：x=2.49^51.y495由逐板法可以求：序號YX10.980.95220.9620.91030.9340.84740.8930.77050.8430.68360.7860.59570.7280.51880.6780.45890.6390.415100.6110.386110.6000.375120.5840.360130.5610.339140.5290.310150.4840.273160.4280.231170.3640.187180.2960.147190.2350.110200.1790.080210.1330.057220.0980.0425230.0250.0314240.0310.012其中第十塊板是進料板，共有一十四塊板包括塔釜再沸器。2.1.2實際板數(shù)的求取精餾段實際板：a=f；d=2.14七=0.277mpa.sE=(aR/)-0.245=0.49X(2.14X0.277)-0.245=0.5570TN=Nt=9/0.5570=17塊pET提餾段實際板：a=氣;以w=2.47H2=0.265mpa.sE；=即l'2=0.49X(2.47X0.265)-0.240.5436N，=土=12/0.5436=26塊pE「全塔所需實際塔板數(shù)：Np=17+26=43塊全塔效率：Et=Nx100%=(24-1)/43=53.5%P加料板在第21塊第三章板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算3.1塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算3.1.1表面張力計算(單位10-3N.m-i)液相平均表面張力依下試計算，即bLm=Zajxb.塔頂液相平均表面張力的計算由t=80.6°C查表得bA=21.31mN/m;bB=21.82mN/m塔頂表面張力：bLDm=0.98x21.31+0.02x21.82=21.32mN/m進料板液相平均表面張力的計算由tF=95.099C查表得ba=19.53mN/m；bB=20.21mN/m進料板表面張力：bLWm=0^2x19.53+0.98x2,21=20.20mN/m塔底液相平均表面張力的計算由t=109.58C查表得bA=17.15mN/m；bB=18.13mN/m塔底表面張力：bLWm=0.02x17.15+0.98x18.13=18.11mN/m精餾段液相平均表面張力：b=bLDm+bLFm=20.76mN/mLM2提留段液相平均表面張力：a=bLFm+bLWm=19.16mN/mVm23.1.2氣液相體積流量計算本設(shè)計取R=1.5R=1.92min精餾段L=RD=1.89x29.^=05kmol/hV=(R+1)D=2x8929.40=knol/h已知ML1=82.4593kg/kmol;MV1=80.832kg/kmolPL1=776.99kg/m3;pV1=2.735kg/m3精餾段質(zhì)量流量：LjM]xL=82.4593x64.128=4581.9kg/h=1.273kg/sV1=MVxV80.8x3297=528kg/h8169D8kg/s精餾段體積流量：L=L=1.273=0.00163m3/sS1p776.99L1T7V1.908V=—^==0.6976m3/sS1p2.735v1

本設(shè)計是飽和液進料q=0.98提餾段L'=L+qF=55.566+0.9&80=0.0372kmol/sV=V+(q-1)F=84.966x+(0.98-1kmol/s已知ML=109.333kg/kmol;MV=87.436kg/kmolPL2=776.k9mpV2=2.915kg/m3提留段質(zhì)量流量：L2=M^xL=109.333x0.0372=4.07kg/sV2MV：V=87.4X360.=23止g/s2.03提留段體積流量：L=%=4.07=0.0053m3/sS2p776.99L2V2.03V=筆=蘭3=0.703m3/sS2p2.915v23.2精餾塔塔體工藝尺寸計算3.2.1塔徑計算精餾段由3.2.1塔徑計算精餾段由u=(安全系數(shù))Xumax，安全系數(shù)=0.6?0.8Umax*PL—PvPv求取史密斯關(guān)聯(lián)圖的橫坐標(biāo)：、X(￡l)2=0.039匕Pv設(shè)板間距H廣0.45m，板上清夜高度氣=70mm所以液體沉降高度%-H廣0.38m于是插圖可知道：％=0.081C=C(—)0.2=0.081x(^062)。。=0.0815202020U=0.U=0.0805.6-52/32.73i.m/98D=i取安全系數(shù)為0.7,U1=0.7U=0.7xl.398=0.9786m/s4V:'4x0.D=i—si='=0.958兀u\3.140.9786

n圓整到D=1.2m橫截面積A=d2=1.1304m2t4空塔氣速u,='=0.617m/sA提留段求取史密斯關(guān)聯(lián)圖的橫坐標(biāo)：yX(匕)2=0.125設(shè)板間距Ht=0.45m，板上清夜高度H廣70mm所以液體沉降高度%-H廣0.38m于是插圖可知道：％=0.078C=C(—)0."0.078xI1902)0=20.0772202020U=0.0772「788.75—2.84=1.284m/smax2.84取安全系數(shù)為0.7，U2=0.7U=0.7X1.284=0.8988m/s4V兀u4x0.70315m.00m3.140.8988D=2圓整到D=1.2m兀橫截面積A=—d2=1.1304m2t圓整到D=1.2m=0.622m/s3.2.2溢流裝置的計算本設(shè)計采用單溢流弓形降液管，凹型受液盤。Ls2..(—1)3近似去E^1Lw堰長取L=0.65Ls2..(—1)3近似去E^1Lw284⑴精餾段how=1^E(Ls2—1)3==0.012mLwh=h^-h=0.058m.一一284⑵提留段how'=1^ELs2(_2)3=0.023mL3.2.3弓形降液管寬度和截面積h'=匕-h=0.047m由tW=0.65A=0.0703匕=0.136DADT

所以A^=0.07&31.1=3040n2WD=0.13161.=20.m驗算降液管內(nèi)停留時間:精餾段0=冬=0.0795x0.45=*25sLs10.00163提留段0=AH=0.07955回5=6.75s25sLs20.0053所以降液管可以使用。3.2.4降液管底縫高度取降液管底縫的流速u0=0.13m/s所以:精餾段h=—=°.00163=0.016m0Lwu00.78x0.13提餾段…L0.0053h=—s2—==0.052m0Lwu00.718x0.133.3塔板分布3.3.1鼓泡面積求取本設(shè)計采用分塊式分為四塊。D=1.2m取Wc=60mmWs=80mm所以x=D-(WfW=)1■-(0.149)6+0.08m=0.37042DS2R=D-W上2-0.06=0.54m2c2塔板上的鼓泡區(qū)面積：A=2x^R2-x2+-^R2arcsin—=0.30m2aL180R_3.3.2浮閥數(shù)目與排列精餾段:取閥孔動能因子4=11則閥孔氣速:

u甲=F0="=6.66m/s崩V1&.73浮閥個數(shù)：N=浮閥個數(shù)：N=匕-d2u4000.6976r84個0.785x0.042x6.66浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔中心距定為t=75.0mm，而兩排間的中心距定為t'=65mm。F=110根據(jù)設(shè)計得浮閥數(shù)為96個，得到0.6976u01=6.61m/根據(jù)設(shè)計得浮閥數(shù)為96個，得到0.6976u01=6.61m/s兀n0.785x0.042x96—d2N=u?1=6.64xJ2.37=10.97所以浮閥孔率①，即①二u1u01°.708=10.71%6.61（2）提餾段：取閥孔動能因子F=110則閥孔氣速:F11=6.44m/s<2.915浮閥個數(shù)：N'=-7浮閥個數(shù)：N'=-7~4d2U0.7030.785x0.042x6.44根據(jù)設(shè)計得浮閥數(shù)為100個，得到:0.703u0.703u02'=-七24d02N'=6.43m/s0.785x0.042x100所以浮閥孔率①，即O=竺u020.773~——=12.02%6.43F'=uJ*廠2所以浮閥孔率①，即O=竺u020.773~——=12.02%6.43目前工業(yè)生產(chǎn)中，對常壓①=10%?14%,對減壓塔的①一般小于10%，故上述設(shè)計基本滿足要求。3.4流體力學(xué)核算每層塔板靜壓頭可安式錯誤！未找到引用源。，APp=hpp沼計算1.精餾段干板阻力oc1=6.04m/s因為U012uoc1h=5.34乂5=5.34'oc1=6.04m/s因為U012uoc1h=5.34乂5=5.34'宜7356.612=0.041me2pL1g2x9.8x793.86板上充氣液層阻力取￡°=0.5，hL=0.07m，則hL1=￡0h產(chǎn)0.5x0.07=0.035m液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可以忽略不計，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹閔pi=°.0440-=35故076AP1=hpp以g=).076x793.￡6=.8P<7O02a7pl2.提餾段干板阻力因U022Uoc2'73.=5.9m所以s/h=5.34xpu2e25.34x2.915x6.442-V202==0.042m2PL2g2x9.8x776.99板上充氣液層阻力取s0=0.5,hL=0.07m，則hL1=￡0hl=0.5x0.07=0.035m液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可以忽略不計，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹閔p1=0.04^20.=3510.077△Pp2=hppL2g=).077x776.99=.8P<70.0jM)以上均在允許范圍內(nèi)。3.4.2淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管內(nèi)液層高度%<0(Ht+hw)其中%=hp+h^+hd1.精餾段單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮p1=0.076m液體通過降液管的壓頭損失(不設(shè)進口堰)hd1=0.153(去hd1=0.153(去-)2W0=0.153(0.001630.78x0.016)2=0.0026m板上液層高度?=0.0m則Hd「0.076+0.0026+0.07=0.1486m取4=0.5已知HT=0.45m,hw=0.058m則有①(HT+h「=0.5x(0.45+0.058)=0.254m可見%1<0(Ht+hw)符合防止液泛的要求2.提餾段(1)單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮.=0.077m(2)液體通過降液管的壓頭損失(不設(shè)進口堰)h=0.153(-^)2=0.153(0.0053)2=0.0026md2lwh「0.78x0.052(3)板上液層高度?=0.0m則Hd2=0.077+0.0026+0.07=0.1496m

取4=0.5已知H「0.45m,hw,=0.047m則有中(HT+h「=0.5x(0.45+0.047)=0.2485m可見Hd2<0(Ht+h?=0.0m3.4.3霧沫夾帶1.精餾段板上液體流徑長度板上液流面積V：—九一+1.36LZ

3.4.3霧沫夾帶1.精餾段板上液體流徑長度板上液流面積K*AbZ^=D-2W=1.2-2x0.1632=0.8736mAb=A^-2Af=1.1304-2x0.0795=0.9714m2由于苯和甲苯為無泡沫物系，于是取物性系數(shù)K=1.0，又由表查得泛點系數(shù)C=0.109,F0.6976泛點率=:2.735V793.860.6976泛點率=:2.735V793.86-2.735+1.36x0.00163x0.87361.0x0.109x0.9714x100%=40.58%上式計算的泛點率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足匕＜0.1^（液）/kg（氣）的要求。2.提餡段取物性系數(shù)K=1.0,又由表查得泛點系數(shù)C=0。110,由以上數(shù)據(jù)可算出泛點率:0.703」——2^——+1.36x0.0053x0.8736泛點率=\'776."-2.915x100%=46.27%1.0x0.110x0.9714上式計算的泛點率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足匕＜0.&（液）/kg（氣）的要求。3.5塔板負(fù)荷性能圖3.5.1霧沫夾帶線根據(jù)前面霧沫夾帶校核可知，對于大塔，泛點率F=0.8（上限值）

U：一+1.36LZ泛點率F==x100%KC「Ab一，2.735一一(1)精餾段:0.8=—x100%1.0x0.109x0.9714整理得：0.0588七+1.1881匕=0.0847即Vs=1.44-20.21Ls'2915一一（2）提餾段：0.8=—x100%1.0x0.110x0.9714整理得：0.0614V'+1.188L'=0.0855即V'=1.39T9.35L'SSss以上方城便為霧沫夾帶上限方程，對應(yīng)一條直線。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個LS值，計算出vs值，可在負(fù)荷性能圖中得到霧沫夾帶上限線。3.5.2液泛線當(dāng)降液管中泡沫液體總高度H廣①（氣+hw）時將出現(xiàn)液泛現(xiàn)象（淹塔），即滿足關(guān)系式:+0.153(—^」)2h0-lw0(H+h)=1.5h+1.5x2.84E(36叫)2+5.34項女Tww+0.153(—^」)2h0-lw（1）精餾段0.254=1.5x0.058+世0.254=1.5x0.058+世xfQ)21000"0.78)2.735x匕2+5.34x0.7852x962x0.042x793.86x1.2x9.8+0.153x[0.016x0.78整理得匕2=4.073-18930.98Ls12-28.80Ls1；（2）提餾段0.2485=1.5x0.047+世xf3600L2)21000[0.78)+5.34x2.915x**0.78520.2485=1.5x0.047+世xf3600L2)21000[0.78)+5.34x2.915x**0.7852x1002x0.042x776.99x1.2x9.8+0.153x在操作范圍內(nèi)，任取若干個Ls值，算出相應(yīng)的Vs值3.5.3漏液線（氣體負(fù)荷下限線）因動能因數(shù)F0<5時，會發(fā)生嚴(yán)重漏液現(xiàn)象，故取F0=5計算相應(yīng)的氣相流量（Vs）訕精餾段(V)=-d2N-^=生(0.04)2X84X5=0.319^3/ssimin40、：'p4<2.735V1提餾段,、丸5丸，、5(V)=—d2N=—(0.04)2x87x.=0.320m3/ss2min40.-'p4V2.915\V2由上式知，漏液線是一條與液體流量無關(guān)的水平線。3.5.4液相負(fù)荷上限線為了使降液管中的液體所夾帶的氣泡有足夠時間分離出，液體在降液管中停留時間不低于3?5s，取0=5s作為液體在降液管中停留時間的下限，則：得液相負(fù)荷最大值(L)=氣氣=——°.°=90.0/037s/smaxQ53.5.5液相負(fù)荷下限線對于平直堰，其堰上液層高how必須大于0.006m。取how=0.006m按下式，可作出液相負(fù)荷下限線h=2.84X10-3E[3600(Ls)min]2/3=0.006mOWlW取E=1，代入lw的值則可求出(LJmin〃、「0.00630.78(L)=[_]2x3600=0.00067m3/s于是得精餾段、提餾段負(fù)荷性能圖:提僧段塔板負(fù)荷性能圖，'液沫夾帶線■液泛線漏流線酒相負(fù)荷上限線米酒相負(fù)荷下限線上圖操作彈性為：精餾段3.45提餾段3.24故設(shè)計基本合理。第四章輔助設(shè)備及型號4.1熱量衡算塔頂溫度tD=80.6C80.6-9080-90C-35.7=9__35^0984.1熱量衡算塔頂溫度tD=80.6C80.6-9080-90C-35.7=9__35^09835.7g91=35.259kcal/(kmol.C)80.6-90_80-90C—42.615=41.866—42.615Cp2=41.910kcal/(kmol.C)CP=35.254x4.186=147.5藥/(kmolk)Cp'=41.910x4.186=175.4的/(kmolk)Cp=CpXd+Cp'(1-XD)=148.13好/(kmolk)進料溫度tF=95.099C95.099-100_90-100C—36.441=35.769—36.441Cp1=36.11kcal/(kmol.C)95.099-100_90-100C—43.363=42.615—43.363=43.00kcal/(kmol.°C)CP=36.11x4.186=151.1的/(kmol.k)Cp'=43.00x4.186=179.998^/(kmol.k)Cp=CpXf+Cp'(1-X?)=168.46好/(kmolk)塔底溫度tw=109.58C109.58-110_100-110C—37.292=36.441-37.292Cp1=37.26kcal/(kmol.C)Cp2=44.45kcal/(kmol.C)109.58—110_100-110C—44.497=43.363—44.497CP=37.26x4.186=155.97k//(kmolk)C「=44.45x4.186=186.07^/(kmol.k)CP=CPXW+Cp'(1—xw)=\55k)

苯T=「273.15+80.5Cp2=44.45kcal/(kmol.C)苯T=「273.15+80.5=0.6293,Tr1T562.09r2T—2-T273.15+80.10562.09=0.6285蒸發(fā)潛熱1-0.6293、△H=393.9x(1——)0.38=393.05kJ/kg甲苯T273.15+80.5T=T=r1Tc591.72=0.5977,T273.15+110.63T=T=r2Tc591.72=0.6486沸點/C烝發(fā)潛熱△H,v、/(kJ/kg)T/kc苯80.10393.9563.09甲苯110.63363591.72蒸發(fā)潛熱△H=363x(1-0.5978)0.38=382.03kJ/kgv21-0.6486所以I-I=X△H+(1-X)△H=0.98x393.05+0.02x382.03=392.83kJ/kgvDLDDv1Dv2Q=(R+1)D(I-I)=(1.89+1)x33.40x392.83=3.7918x104kJ/hcvDLD由插值法計算得苯和甲苯在不同溫度下混合物的比熱容Cp(單位：kJ/(kg.C)塔頂塔釜進料精餾段提留段苯1.88311.99491.92351.90331.9592甲苯1.90402.01691.94221.92311.980精餾段:苯C(t-t)=1.9033x(80.6-95.099)=-27.60kJ/kgp1DF甲苯C(t-t)=1.9231x(80.6-95.099)=-27.88kJ/kgp1DF提留段：苯C(t-t)=1.9592x(109.58-95.099)=28.37kJ/kgp2wF甲苯C(t-t)=1.980x(109.58-95.099)=28.67kJ/kgp2wF塔頂流出液比熱容：C=Cx+(1-x)C=1.9033x0.98+0.02x1.9231=1.9037kJ/kgp1p1DDp2塔釜流出液比熱容：C=Cx+(1-x)C=1.9592x0.02+0.98x1.980=1.9796kJ/kgp2p1wwp2進料焓，即94.425°C的焓值為基準(zhǔn)，由于D=33.40kmol/h,W=46.6kmol/h

則Q=DMftDCdt=DMC(t-t)=33.4x78.32x1.9037x(80.6-95.099)二-7.22x104kJ/hDDtP1Dp1DFQ=WMftwCdt二DMC(t-t)=46.6x91.93x1.9797x(109.58-94.425)=1.230x105kJ/hwwtp2wp2wFF全塔熱量衡算：Q+Q=Q+Q+Q,Q=0FsDwcFQ=—7.22x104+1.230x105+3.7918x104=8.8718x104kJ/h取塔釜熱損失為10%，則n=90%,Q'=Q/n=8.8718x104=9.8576x104kJ/h.0.9冷凝器的選擇：有機物蒸汽冷凝器設(shè)計選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為500—1500Kcal/(m2.h.oC)苯設(shè)計取K=1000Kcal/(m2.h.oC)=4186kJ/(m2.h.°C)出料液溫度：80.5°C(飽和氣)一80.6°C(飽和液)，冷卻水溫度取20°C—35°C,△t△t-△tm〔△tln1△△t△t-△tm〔△tln1△t2—-—=52.7C160.5ln45.5傳熱面積：根據(jù)全塔熱量衡算得Q=3.8316x104kJ/h,cA=Q

c—

KAA=Q

c—

KAt3.7918x1044186x52.7=17.19m2.再沸器的選擇：選用120C飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取K=4186kJ/(m2.h.oC)料液溫度109.83C—110C，水蒸汽溫度120C—120C,逆流操作：A"=10C,At2=10.17C0.17"~~1^"In10.17=11.8C八，△t-△t'△t=——12m△t'ln——1△t'2傳熱面積：根據(jù)全塔熱量衡算得Q'=1.1070.17"~~1^"In10.17=11.8CA=_Tk^t'9.8576x1044186x11.8=19.96m2離心泵的選擇進料管D=箜u=一乂1.1=1.5m/兀uF360)0x20.01'F設(shè)加料液面至加料孔為6m,取&=0.6—=35得l=35吒=35x0.66=23.1mF料液密度p=839.63kg/m3由內(nèi)插法得R=0.31x10-3pa-sF63633586>0104雷諾數(shù)Re="J=°.6落5283竺63633586>0104為湍流a=0.316Re-0.25=0.00727故料液面與加料孔面列伯努利方程.Au2APHe=AE+―f+—^+H2gPFg得He=9.0134.2塔附件的計算4.2.1塔頂蒸汽出料管直管出氣，取出口氣速u=20m/s，則。；E皿11mm3.14x20查表取4273x6mm4.2.2進料管本設(shè)計采用直管進料管，管徑計算如下:取uF取uF=1.6m/sPL=776.99kg/m312x107采用直管回流，取uR=1.6m/s=0.0060m3/s3600x300x24x776.99，4x0.0060.'12x107采用直管回流，取uR=1.6m/s查標(biāo)準(zhǔn)系列選取476x4mm4.2.3回流管.1.4664x—―814.31=0.038m3.14x1.6圓整442x2.mm4.2.4塔釜出料管取uw=1.6m/s，直管出料、46.6x091.93'4xd=\；81431—=0.035mw\3.14x1.6圓整438x2.mm4.2.5塔底進氣管采用直管，取氣速u=23m/s4^AM213mmD=V3.14x2.3查表取4219mm4.2.6塔高計算精餾段有效高度為Z精=(N精—1)Ht=(17-1)x0.45=7.2m提餾段有效高度為Z提二(N提—1)Ht=(26-1)x0.45=11.25m塔有效高度Z有效=7.2+11.25=18.45m開4個入孔，開入孔后板間距離變?yōu)?.8m,塔頂空間0.8m,塔底空間1.5m,封頭加塔頂蒸汽管高度為0.7m，取裙座高度為2m。故精餾塔高度Z=7.011.-259).&4+0.8+1.5妾72

工藝設(shè)計計算結(jié)果匯總與主要符號說明:項目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提餾段平均流量氣相VSm3/s0.69260.703液相Lsm3/s0.001630.0053實際塔板數(shù)N塊2617板間距HTm0.450.45塔徑Dm1.21.2空塔氣速um/s0.7080.773塔板類型----單流型單流型溢流裝置溢流管型式—--弓形弓形堰長lwm0.780.78堰高hwm0.0580.023管底與受液盤距離h0m0.0180.044板上清液層高度hLm0.070.07浮閥數(shù)N8487孔間距tmm7575臨界閥孔氣速uolm/s6.045.90閥孔氣速u0m/s10.9710.97單板壓降PPPa600.10595.24降液管內(nèi)底隙高度Hdmm2.62.6霧沫夾帶eV%40.5846.27負(fù)荷上限----霧沫夾帶控制霧沫夾帶控制負(fù)荷下限----漏液控制漏液控制氣相最大負(fù)荷Vs,maxm3/s0.3190.320操作彈性—--2.252.98符號意義SI單位F進料流量kmol/h；D塔頂產(chǎn)品流量kmol/h；W塔釜產(chǎn)品流量kmol/h；X進料組成V上升蒸汽流量kmol/h；L下降液體流量kmol/h；M粘度mPa.s；ET板效率P壓強PaT溫度°C；R回流比N塔板數(shù)Q進料狀況參數(shù)M分子量kg/kmol；C操作物系的負(fù)荷因子m/sP密度kg/m3；b表面張力mN/m；U空塔氣速m/s；Ht板間距m；hL板上液層高m；H0降液管低隙高度M；D塔徑m；AT塔截面積m2；Af弓形降液管面積m2；Wd降液管寬度m；u閥孔氣速m/s；Z塔高m；A鼓泡區(qū)面積m2；pw開孔率u臨界孔速m/s；ocF0動能因子d閥孔直徑m；Hd液體通過降液管的高度m；lW堰長m；h—W溢流高度m；hW堰上液層高度m；W邊緣區(qū)寬度m；V氣相體積流量ma/ssL液體體積流量ma/sAp塔板上液流面積m2AT塔的截面積m2K物性系數(shù)CF液泛負(fù)荷因數(shù)u臨界閥孔氣速m/sochi塔板充氣液層靜壓頭降mhd液體通過降液管的靜壓頭降mh干板靜壓頭降mcha表面張力所造成的阻力mhW溢流堰高度m△h液面落差mh堰上液流高度mowF液泛率L液相負(fù)荷上限ma/sL.液相負(fù)荷下限ma/sL堰長mpVm氣相密度kg/ma文獻參考陳敏恒，叢德滋,方圖南，齊鳴齋主編.化工原理.下冊.北京:化學(xué)工業(yè)出版社.2006夏清，陳常貴主編.化工原理.天津：天津大學(xué)出版社.2006賈紹義，柴誠敬主編.化工原理課程設(shè)計.天津：天津大學(xué)出版社.2002葉世超，夏素蘭.易蘭貴等編.化工原理.下冊.北京：科學(xué)出版社.2006陳常貴，柴誠敬，姚玉英主編.化工原理.下冊.天津：天津大學(xué)出版社.2004王國勝主編.化工原理課程設(shè)計.大連:大連理工大學(xué)出版社.2006賈紹義，柴城敬.化工原理課程設(shè)計.天津：天津大學(xué)出版社，2002附錄（一）基本物性常數(shù)表3-1苯一甲苯