苯-甲苯分離過程板式精餾塔設(shè)計

工程大學(xué)郵電與信息工程學(xué)院課程設(shè)計說明書論文題目： 苯-甲苯分離過程板式精餾塔設(shè)計學(xué) 號： 6205130305學(xué)生： 黃天梁專業(yè)班級： 12級高分子材料與工程 03班指導(dǎo)教師： 王穎總評成績：2015年6月18日郵電與信息工程學(xué)院課程設(shè)計任務(wù)書專業(yè)12級高分子材料班級3學(xué)生黃天梁發(fā)題時間：2015年6月8日一、課題名稱苯—甲苯分離過程板式精餾塔設(shè)計二、課題條件（文獻資料、儀器設(shè)備、指導(dǎo)力量）一常壓操作的連續(xù)板式精餾塔（自選塔板類型）分離苯—甲苯混合物，間接 蒸汽加熱，生產(chǎn)時間為 300天/年，每天 24小時，產(chǎn)品的質(zhì)量要求見下表生產(chǎn)能力 苯的組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）/%t/a1 原料 塔頂產(chǎn)品 塔底產(chǎn)品38000 45% 98% 2%操作條件：（1）塔頂壓力：4kPa（表壓）；（2）進料熱狀態(tài)：自選；（3）回流比：自選；（4）單板壓降： 0.7kPa；參考文獻1敏恒.化工原理M（第三版）.：化學(xué)工業(yè)，20032賈紹義，柴誠敬.化工原理課程設(shè)計 M.天津：天津大學(xué)，20023馬江全，冷一欣.化工原理課程設(shè)計 M.：中國石油，20094譚天恩，麥本熙，丁惠化 .化工原理 M.(第二版）.：化學(xué)工業(yè)，19985王漢松.石油化工設(shè)計手冊（第 1卷），石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù) . M：化學(xué)工業(yè)，20026中石化集團工程.化工工藝設(shè)計手冊（上冊） . M：化學(xué)工業(yè)，20037《化工設(shè)計手冊》編輯委員會 .化學(xué)工程手冊：第 1篇化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù). M北京：化學(xué)工業(yè)，19868功樣，蘭英，崔英德主編 .常用化工單元設(shè)備設(shè)計 M.：華南理工大學(xué)，20039涂偉萍，佩珍，程達芬.化工工程及設(shè)備設(shè)計 M.：化學(xué)工業(yè)，200010阮奇，葉長，黃詩煌.化工原理優(yōu)化設(shè)計與解題指南 M.：化學(xué)工業(yè)出版社，200111呂樹申，祁存謙，莫冬傳 .化工原理M.：化學(xué)工業(yè)（第三版）,2015三、設(shè)計任務(wù)（包括設(shè)計、計算、論述、實驗、應(yīng)繪圖紙等，只需簡明列出大項目）全塔物料衡算，操作回流比和理論板數(shù)的確定計算精餾段、提餾段的塔板效率，確定實際塔板數(shù)估算塔徑板式塔的工藝尺寸計算，包括溢流裝置與塔板的設(shè)計計算塔板的流體力學(xué)性能的校核，包括板壓力降、液面落差、液沫夾帶、漏液以及液泛的校核繪制塔板的負(fù)荷性能圖，塔板的負(fù)荷性能圖由液相負(fù)荷下限線，液相負(fù)荷上限線，漏液線，液沫夾帶線和溢流液泛線的確定塔的結(jié)構(gòu)確定，包括塔體結(jié)構(gòu)與塔板結(jié)構(gòu)塔體結(jié)構(gòu)：塔頂空間，塔底空間，人孔（手孔）、支座、封頭、塔高等；塔板結(jié)構(gòu)：采用分塊式塔板還是整塊式塔板；塔的附屬設(shè)備選型，包括塔頂冷凝器，原料預(yù)熱器的換熱面積與泵的選型（視情況而定）精餾塔各接管尺寸的確定繪制精餾塔裝配圖繪制精餾系統(tǒng)工藝流程圖編寫設(shè)計說明書：要求邏輯清晰，層次分明，書寫工整，獨立完成撰寫中英文摘要四、設(shè)計所需技術(shù)參數(shù)物性數(shù)據(jù)：物料的密度、粘度、表面力、氣液平衡數(shù)據(jù)、 安托因方程參數(shù)五、設(shè)計說明書容（指設(shè)計說明書正文中包括的主要設(shè)計容，根據(jù)目錄列出大標(biāo)題即可）中英文摘要設(shè)計方案的確定精餾塔的工藝設(shè)計精餾塔工藝尺寸的計算附屬設(shè)備計算結(jié)果匯總設(shè)計小結(jié)與體會符號說明參考文獻工藝流程圖及精餾塔裝配圖六、進度計劃（列出完成項目設(shè)計容、繪圖等具體起始日期）1.設(shè)計動員，下達設(shè)計任務(wù)書0.5天2.收集資料，閱讀教材，擬定設(shè)計進度1.5天3.初步確定設(shè)計方案及設(shè)計計算容5-6天4.繪制總裝置圖2-3天5.整理設(shè)計資料，撰寫設(shè)計說明書2天6.設(shè)計小結(jié)及答辯1天指導(dǎo)教師（簽名）：

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日學(xué)科部（教研室）主任（簽名）：

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日說明：1．學(xué)生進行課程設(shè)計前，指導(dǎo)教師應(yīng)事先填好此任務(wù)書，并正式打印、簽名，經(jīng)學(xué)科部（教研室）主任審核簽字后，正式發(fā)給學(xué)生。設(shè)計裝訂時應(yīng)將此任務(wù)書訂在設(shè)計說明書首頁。2．如果設(shè)計技術(shù)參數(shù)量大，可在任務(wù)書后另設(shè)附表列出。3．所有簽名均要求手簽， 以示負(fù)責(zé)。目錄摘要 IAbstract II第一章文獻綜述 11.1設(shè)計原理 11.2設(shè)計方案的確定 2第二章精餾塔的工藝計算 52.1精餾塔的物料衡算 52.2塔板數(shù)的確定 72.3塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 10第三章篩板的流體力學(xué)驗算 233.1校核 233.2塔板負(fù)荷性能圖 273.3主要結(jié)果匯總 34第四章輔助設(shè)備 374.1冷凝器 374.2再沸器 374.3泵的計算及選型 384.4管道直徑 394.5法蘭的選用 404.6塔體結(jié)構(gòu)設(shè)備 40課程設(shè)計小結(jié) 42致謝 43參考文獻 44附錄 44摘要本次設(shè)計中的精餾裝置包括預(yù)熱器，再沸器，冷凝器，回流泵等設(shè)備，熱量自塔釜輸入，物料在塔經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進行精餾分離，由塔頂產(chǎn)品冷凝器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。本次的設(shè)計任務(wù)為分離年處理量3.8萬噸的苯-甲苯混合液，進料中苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為0.491，要求塔頂產(chǎn)品苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)0.983，塔底釜液苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)0.0235。綜合工藝操作方便、經(jīng)濟及安全等多方面考慮，本設(shè)計采用了篩板塔對苯 -甲苯進行分離提純，塔板為碳鋼材料。按逐板計算法計算理論塔板數(shù)為16塊，其中精餾塔板數(shù)為8塊，提餾段為8塊。通過計算得全塔效率為0.542，塔頂使用全凝器，泡點回流。實際塔板數(shù)為28塊，其中精餾段13塊，提餾段15塊，實際加料位置在第14塊板。由尺寸工藝計算并按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整得精餾塔塔徑為1.0米，塔總高18.7米。通過流體力學(xué)驗算表明此塔的工藝尺寸符合要求，由負(fù)荷性能圖可以看出此精餾塔有較好的操作彈性。接著對輔助設(shè)備進行了計算并繪制了精餾工藝流程圖及精餾塔裝配圖。關(guān)鍵詞：苯；甲苯；精餾；篩塔板AbstractThedesignofdistillationdevicecomprisesapreheater,reboiler,refluxcondenser,pumpandotherequipment,heatinputfromthetowerkettle,materialinthetowerbymultiplepartialgasificationandpartialcondensationweredistillationseparation,bythecoolingmediuminthetowertopcondenserwillwasteheataway.Thedesigntaskfortheseparationofthehandlingcapacityof3.8milliontonsofbenzenetoluenemixture,massfractionofbenzeneis0.491,requirementsofthemassfractionofthetopproductbenzene0.983.Atthebottomofthetowerkettleliquidbenzenemassfraction0.0235.Comprehensiveprocesshastheadvantagesofconvenientoperation,economyandsecurityaspectstoconsider,thisdesignusingthesieveplatetowerofbenzeneandtoluenewerepurified,plateforcarbonsteelmaterial.Accordingtothecalculationmethod,thenumberoftheoreticalplatesis16,andthenumberofthedistillationcolumnsis8,andtheextractionsectionis8.Throughthecalculationofthecolumnefficiencywas0.542,thetopusingfullcondensate,bubblepointback.Actualtraynumberis28,ofwhich13piecesofrectifyingsection,strippingsection15,theactualfeedingpositioninthefourteenthplate.Bythecalculationofthesizeofthestandardtowerdiametercircleandthediameterofthetoweris1metershigh,18.7metershightower.ThecalculationofthefluidmechanicsshowsthattheprocessdimensionofthetowerisinaccordancewiththerequirementsThen.theauxiliaryequipmentiscalculatedandthedistillationprocessflowchartandtheassemblydrawingofthedistillationtowerareplotted.Keywords:Benzene;toluene;distillation;sievetray第一章文獻綜述1.1設(shè)計原理塔設(shè)備是化工、石油化工、生物化工、制藥等生產(chǎn)過程中廣泛采用氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔汽液接觸構(gòu)件的結(jié)構(gòu)形式可分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔是一類用于氣液或液液系統(tǒng)的分級接觸傳質(zhì)設(shè)備，由圓筒形塔體和按一定間距水平裝置在塔的若干塔板組成。廣泛應(yīng)用于精餾和吸收，有些類型（如篩板塔）也用于萃取，還可作為反應(yīng)器用于氣液相反應(yīng)過程。操作時（以氣液系統(tǒng)為例），液體在重力作用下，自上而下依次流過各層塔板，至塔底排出；氣體在壓力差推動下，自下而上依次穿過各層塔板，至塔頂排出。每塊塔板上保持著一定深度的液層，氣體通過塔板分散到液層中去，進行相際接觸傳質(zhì)。填料塔是塔設(shè)備的一種。塔填充適當(dāng)高度的填料，以增加兩種流體間的接觸表面。例如應(yīng)用于氣體吸收時，液體由塔的上部通過分布器進入，沿填料表面下降。氣體則由塔的下部通過填料孔隙逆流而上，與液體密切接觸而相互作用。結(jié)構(gòu)較簡單，檢修較方便。廣泛應(yīng)用于氣體吸收、蒸餾、萃取等操作。為了強化生產(chǎn)，提高氣流速度，使在乳化狀態(tài)下操作時，稱乳化填料塔或乳化塔。本次設(shè)計采用精餾篩板塔。精餾篩板塔裝若干層水平塔板，板上有許多小孔，形狀如篩；并裝有溢流管或沒有溢流管。操作時，液體由塔頂進入，經(jīng)溢流管（一部分經(jīng)篩孔）逐板下降，并在板上積存液層。氣體（或蒸氣）由塔底進入，經(jīng)篩孔上升穿過液層，鼓泡而出，因而兩相可以充分接觸，并相互作用。泡沫式接觸氣液傳質(zhì)過程的一種形式，性能優(yōu)于泡罩塔。為克服篩板安裝水平要求過高的困難，發(fā)展了環(huán)流篩板；克服篩板在低負(fù)荷下出現(xiàn)漏液現(xiàn)象，設(shè)計了板下帶盤的篩板；減輕篩板上霧沫夾帶縮短板間距，制造出板上帶擋的的篩板和突孔式篩板和用斜的增泡臺代替進口堰，塔板上開設(shè)氣體導(dǎo)向縫的林德篩板。篩板塔普遍用作H2S-H2O雙溫交換過程的冷、熱塔。應(yīng)用于蒸餾、吸收和除塵等。在工業(yè)上實際應(yīng)用的篩板塔中，兩相接觸不是泡沫狀態(tài)就是噴射狀態(tài)，很少采用鼓泡接觸狀態(tài)的。精餾篩板塔供汽液兩相接觸進行相際傳質(zhì)，位于塔頂?shù)睦淠魇拐魵獾玫讲糠掷淠?部分凝液作為回流液返回塔底,其余餾出液是塔頂產(chǎn)品。位于塔底的再沸器使液體部分汽化，蒸氣沿塔上升，余下的液體作為塔底產(chǎn)品。進料加在塔的中部,進料中的液體和上塔段來的液體一起沿塔下降，進料中的蒸氣和下塔段來的蒸氣一起沿塔上升。在整個精餾塔中，汽液兩相逆流接觸，進行相際傳質(zhì)。液相中的易揮發(fā)組分進入汽相，汽相中的難揮發(fā)組分轉(zhuǎn)入液相。對不形成恒沸物的物系，只要設(shè)計和操作得當(dāng)，餾出液將是高純度的易揮發(fā)組分，塔底產(chǎn)物將是高純度的難揮發(fā)組分。進料口以上的塔段，把上升蒸氣中易揮發(fā)組分進一步提濃，稱為精餾段；進料口以下的塔段，從下降液體中提取易揮發(fā)組分，稱為提餾段。兩段操作的結(jié)合，使液體混合物中的兩個組分較完全地分離，生產(chǎn)出所需純度的兩種產(chǎn)品。當(dāng)使n組分混合液較完全地分離而取得n個高純度單組分產(chǎn)品時，須有n-1個塔。精餾之所以能使液體混合物得到較完全的分離，關(guān)鍵在于回流的應(yīng)用?；亓靼ㄋ敻邼舛纫讚]發(fā)組分液體和塔底高濃度難揮發(fā)組分蒸氣兩者返回塔中。汽液回流形成了逆流接觸的汽液兩相，從而在塔的兩端分別得到相當(dāng)純凈的單組分產(chǎn)品。塔頂回流入塔的液體量與塔頂產(chǎn)品量之比，稱為回流比，它是精餾操作的一個重要控制參數(shù)，它的變化影響精餾操作的分離效果和能耗。作為汽液兩相傳質(zhì)用的塔設(shè)備，首先必須使汽液兩相充分接觸，以獲得較高的傳質(zhì)效率，此外，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)生產(chǎn)的需要，塔設(shè)備還得考慮下列各項基本要求：1.汽液處理量大。即在較大的汽液流速下，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞正常操作的現(xiàn)象。2.操作穩(wěn)定、彈性大。即當(dāng)塔設(shè)備的汽液負(fù)荷量有較大的波動時，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進行穩(wěn)定的操作，并且塔設(shè)備應(yīng)保證能長期連續(xù)操作。3.流體流動的阻力小。即流體通過塔設(shè)備的壓力降小。這將大大節(jié)省生產(chǎn)中的動力消耗，以及降低經(jīng)常操作費用。對于減壓蒸餾操作，較大的壓力降還使系統(tǒng)無法維持必要的真空度。4.結(jié)構(gòu)簡單、材料耗用量小、制造和安裝容易。這可以減少基建過程中的投資費用。5.耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。6.塔滯留量小。1.2設(shè)計方案的確定塔設(shè)計原則總的原則是盡可能多的采用先進的技術(shù)，使生產(chǎn)達到技術(shù)先進、經(jīng)濟合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低能耗的原則，具體考慮以下幾點。（ 1）滿足工藝和操作的要求（2）滿足經(jīng)濟上的要求（ 3）保證生產(chǎn)安全（4）技術(shù)先進裝置流程的確定精餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔底輸入，物料在塔徑多次部分被汽化與部分冷凝進行精餾分離，由冷凝器中冷卻介質(zhì)將余熱帶走。工業(yè)生產(chǎn)中多應(yīng)用連續(xù)蒸餾，連續(xù)精餾具有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點，塔頂冷凝裝置采用全凝器以便準(zhǔn)確的控制回流比。在設(shè)計過程中還應(yīng)考慮余熱的利用。板型的選擇本設(shè)計是通過對篩板塔和浮閥塔的生產(chǎn)能力、塔板效率、操作效率、操作彈性、壓力降的計算以及操作可行性和造價等多方面的比較選擇了篩板塔。篩板塔的主要優(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）氣液分散均勻，傳質(zhì)效率高，處理能力大，比同塔徑的泡罩塔大 10～15%。（3）塔板效率與浮閥塔大體相當(dāng)，但比泡罩塔高 15%左右。（4）壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低 30%左右。（5）板上液面落差較小。但篩板塔也存在著一些不足：（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?。s 2～3），若設(shè)計合理，也能具有足夠的操作彈性。（3）小孔篩板容易堵塞。操作壓力的選擇精餾操作有常壓，加壓和減壓三種方式。本設(shè)計采用常壓操作，原因在于：（1）苯和甲苯在常壓下呈液態(tài)，不必采用加壓裝置。（2）能用水將餾出物冷卻，在常壓下實現(xiàn)苯和甲苯的分離。（3）苯和甲苯不屬于熱敏性物料，混合液沸點不高，不必采用減壓蒸餾。滿足工藝和操作要求所設(shè)計流程的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達到任務(wù)規(guī)定要求，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。其次鎖定的設(shè)計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng)能在一定圍進行調(diào)節(jié)，必要時傳熱量也可進行調(diào)整。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。計算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表（如溫度計、壓強計、流量計等）及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應(yīng)措施。滿足經(jīng)濟上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建費用。如前所述在蒸餾過程鐘如能適當(dāng)?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多水蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另一方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設(shè)備費也有很大影響。同樣，回流比的大小對操作費和設(shè)備費也有很大影響。保證安全生產(chǎn)例如苯屬有毒物料，不能讓其蒸汽彌漫車間。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔壓力過大或塔凝驟冷而產(chǎn)生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。第二章精餾塔的工藝計算2.1精餾塔的物料衡算原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量MA78.110Kg/mol甲苯的摩爾質(zhì)量MB92.130Kg/mol0.45/78.110.49XF0.55/92.130.45/78.110.98/78.110.983XD0.02/92.130.98/78.110.02/78.110.0235XW0.02/78.110.98/92.13原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾質(zhì)量MF0.49178.11(10.491)92.1385.246Kg/molMD0.98378.11(10.983)92.1378.348Kg/molMW0.02478.11(10.0235)92.1391.794Kg/mol物料衡算原料處理量F38000100061.912kmol/h3002485.246總物料衡算FDW（2.1）苯物料衡算FXFDXDWXW（2.2）聯(lián)立解得DF(XFXW)/(XDXW)61.912(0.4190.024)/(0.9830.024)30.149kmol/hWFD61.91230.14931.763kmol/h相對揮發(fā)度的計算Antoine蒸汽壓方程：lnPABtC（2.3）式中P——純組分液體的飽和蒸汽壓，KPa;t——C，溫度；ABC——Antoine常數(shù)查《化學(xué)工程手冊》常用物質(zhì)的物性和熱力學(xué)數(shù)據(jù)如表 2-1，2-2，2-3所示表2-1苯和甲苯的Antoine常數(shù)列表Antoine常數(shù)ABC苯6.030551211.033220.79甲苯6.079541344.8219.482表2-2 各溫度下苯和甲苯的飽和蒸汽壓列表溫度t/C80.1859095100105110.63飽和蒸汽苯PA101.33116.9.5155.7179.2204.2240.0壓/KPa甲苯PB40.046.054.063.374.386.0101.33由a VA/VB PA/PB計算得出表2-3 各溫度下兩組份相對揮發(fā)度列表溫度/C80.1859095100105110.63相對揮發(fā)度2.6012.5552.5102.4682.4282.3892.348苯的相對揮發(fā)度一般用各溫度下相對揮發(fā)度值得幾何平均值或算術(shù)平均值表示，本設(shè)計中使用幾何平均值m ( 2 3 4 5 6)0.2 (2.555 2.510 2.468 2.428 2.389)0.2 2.469故相平衡方程為y mx/1 m 1x 2.469x/11.469x2.2塔板數(shù)的確定理論板層數(shù)NT的求取苯—甲苯屬理想物系，可采用逐板計算法求理論板層數(shù)。①由手冊查得苯—甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出 x y圖2.1所示圖2.1苯—甲苯相平衡曲線②求最小回流比及操作回流比進料狀態(tài)有五種，即飽和液體進料（q1）飽和蒸汽進料（q0）,氣液混合物進料（0 q 1），冷液進料（q 1）,過熱蒸汽進料（q 0），本設(shè)計選用的是泡點進料，故 q 1。在圖中對角線上，自點 e0.491,0.491做垂線ef即為進料線（q線），該線與平衡線的交點坐標(biāo)為xq xf 0.491 yq a xq/1 1xq 0.704yq=axq/1 1xq 0.704故最小回流比為Rmin xD yq/yq xq 1.296取操作回流比為R 1.5Rmin 2R' R 1 xF xW/xD xF 2 1 0.491 0.0235/0.983 0.491 2.851③求精餾塔的氣、液相負(fù)荷LRD60.198mol/hVR1D90.447mol/hL'LF121.49mol/hV'V90.447mol/h④求操作線方程精餾段操作線方程為y L/V x xD D/V 0.6667x 0.3277提餾段操作線方程為y' L'/V' x xW W/V' 1.351x' 0.0084⑤逐板計算法求理論板層數(shù)線交替使用相平衡方程與精餾段操作線方程，計算如下：y1 xD 0.983 →（相平衡）→ x1 0.959↙（操作線）y20.967→x20.922↙y3 0.942 → x3 0.868↙y4 0.906 → x4 0.796↙y5 0.858 → x5 0.71↙y6 0.801 → x6 0.62↙y7 0.741 → x7 0.537↙y8 0.686 → x8 0.469 xF第8板為加料板以下交替使用提餾段操作線方程與相平衡方程，計算如下：↙（操作線）y90.625→（相平衡）→↙y100.536→↙y110.423→↙y120.301→↙y130.193→↙y140.111→↙y150.→

x8 0.469x9 0.403x10 0.319x11 0.229x12 0.149x13 0.088x14 0.x15 0.0237↙y160.0236→x160.0097總理論塔層數(shù)NT16包括再沸器進料板位置NF8全塔效率的計算全塔效率的計算:ET0.490.245(2.4)m1查《化工工程手冊》常用物質(zhì)的物性和熱力學(xué)數(shù)據(jù)得苯的沸點：353.3K,甲苯的沸點：383.8K塔的平均溫度tm353.3383.8/2368.55K苯的粘度系數(shù):A545.64B265.34甲苯的粘度系數(shù):A467.33B255.24黏度計算公式lg1A/TA/B（2.5）1苯0.26551甲苯0.2736則液相在此溫度下的平均黏度為：L 0.491 1苯 1-0.491 1甲苯 0.491 0.271 1-0.491 0.2736 0.2554C下的相對揮發(fā)度為2.465總板效率ET0.49m10.2450.492.4650.270.24554.2%2.2.3實際板層數(shù)精餾段實際板層數(shù)N精7/0.54213提餾段實際板層數(shù)N提8/0.54215實際板總板數(shù)N實282.3塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算物性數(shù)據(jù)的計算操作壓力計算塔頂操作壓力PD105.33KPa每層塔板壓降P0.7KPa進料板壓力PFPDP13105.330.712114.430KPa塔釜壓力PWPD25P105.330.728124.930KPa精餾段平均壓力PmPDPF105.33114.4302109.880KPa2提餾段平均壓力'PFPW114.430124.930Pm2119.680KPa2操作溫度計算第一板溫度t80.1CPA0101.324KPaPB038.960KPat85CPA0117.546KPaPB046.011KPa插法得x10.959t180.5C進料板溫度t90.0CPA0136.120KPaPB054.227KPat95.0CPA0156.898KPaPB063.577KPa插法得xq0.469tq92.52C塔釜溫度t105.0CPA0205.745KPaPB086.117KPat110.0CPA0234.162KPaPB099.536KPa插法得XW0.0235XW0.0235tW109.41C精餾段平均溫度tmtDtq/280.5692.52/286.54C提餾段平均溫度tm'tWtq/292.52109.41/2100.965C

1.00.7730.57520.40450.12720.0133平均摩爾質(zhì)量計算(1)塔頂摩爾質(zhì)量計算：由xDy10.983,查平均曲線，得x10.959MVDmy1MA1y1MB0.98378.1110.98392.1378.348kg/kmolM'LDmx1MA1x1MB0.95978.1110.95992.1379.685kg/kmol(2)進料板平均摩爾質(zhì)量計算由逐板法計算理論板，得yF0.686查平衡曲線，得xF0.469MVFmyqMA1yWMB0.68678.1110.68692.1382.512kg/kmolMLFmyqMA1xqMB0.46978.1110.46992.1385.555kg/mol(3)塔底平均摩爾質(zhì)量計算由xw0.0097,查平衡曲線，得yW0.0236MVWmywMA1ywMB0.023678.1110.023692.1391.799kg/kmolMLWmxwMA1xwMB0.009778.1110.009792.1391.994kg/molM精餾段平均摩爾質(zhì)量MVmMVDmMVFm/278.34882.512/280.43kg/kmolMLmMLDmMLFm/278.68585.555/282.12kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量MVm'MVWmMVFm/282.51291.799/287.156kg/kmolMLm'MLWmMLFm/285.55591.799/288.677kg/kmol平均密度計算(1)氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即VmpmMVm/RTm109.8880.43/8.31486.56273.152.955kg/m3'MVm/RTm'87.155/8.314100.965273.153.354kg/m3Vmpm119.68(2)液相平均密度計算液相平均密度依下式計算：1/ Lm i/i (2.6)①塔頂液相平均密度計算：由tD80.56C，查手冊得A815.42kg/m3，B809.98kg/m3LDm1/0.983/815.420.017/809.98815.31kg/m3②進料板液相平均密度計算由tF92.52C，查手冊得A799.90kg/m3,B797.60kg/m3③進料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)計算0.46978.11/0.46978.1110.46992.130.428LFm1/0.428/799.9010.428/797.60798.58kg/m3④塔釜液相平均密度的計算由tw109.41C，查手冊得A777.97kg/m3，B780.10kg/m3LWm1/0.0097/777.970.9903/780.10779.9kg/m3精餾段、提餾段液相平均密度為Lm LDm LFm'Lm LWm LFm

/2815.31798.58/2806.945kg/m3/2779.9798.58/2789.24kg/m3平均表面力計算液相平均表面力依下式計算，即Lm xi i (2.7)(1)塔頂液相平均表面力計算由T180.56C，查手冊得A 21.13mN/m， B 21.64mN/mLDm xD A 1 xD B 0.98321.13 1 0.983 21.64 21.14mN/m(2)進料板液相平均表面力計算由tF92.52C，查手冊得A19.7mN/m,B20.32mN/mLFmxwA1xwB0.46919.710.46920.3220.03mN/m塔釜液相平均表面力由tw 109.41C，查手冊得A 17.58mN/m， B 18.47mN/mLWm xW A 1 xW B 0.023517.58 18.47 1 0.0235 18.46mN/m精餾段、提餾段液相平均表面力為Lm LDm LFm'Lm LWm LFm

/2 21.14 20.03/2 20.585mN/m/2 20.0318.46/2 19.243mN/m液體平均粘度計算液相平均粘度依下式計算：lg Lm xilg i （2.8)(1)塔頂液相平均粘度計算由t180.56C，查手冊得A0.306mPas，B0.310mPaslgLDmxDlgA1xDlgB解得LDmmPas0.306(2)料板液相平均粘度計算由tF92.52C查手冊得A0.271mPas，B0.278mPaslgLFmxFlgA1xFlgB解得 LFm 0.275mPas(3)釜液相平均粘度由tw 109.41C查手冊得

A 0.2349mPas， B 0.255mPaslg LWm xwlg A 1 xwlg B解得 Lwm 0.255mPas精餾段、提餾段液相平均表面力為Lm LDm LFm'Lm LWm LFm

/2 0.306 0.275/2 0.2905mPas/2 0.255 0.275/2 0.265mPas塔物性數(shù)據(jù)匯總物性數(shù)據(jù)匯總?cè)绫?-4所示表2-4物性數(shù)據(jù)匯總序號項目符號單位數(shù)值精餾段提餾段1溫度tC86.54100.9652壓力PKPa109.83119.683氣相平均摩爾質(zhì)量MVkg/kmol80.4387.1554液相平均摩爾質(zhì)量MLkg/kmol82.1288.6775氣相平均密度Vkg/m32.9553.3546液相平均密度Lkg/m3806.945789.247 液體表面力 Lm mN/m 20.03 19.2458 液體平均黏度 Lm

mPas0.29050.265塔體工藝尺寸計算精餾段的氣、液相體積流率為：VsVMVm/3600LsLMLm/3600

VmLm

90.44780.43/36002.9550.684m3/s60.29882.12/3600806.9450.001705m3/s'V'MVm'Vs/3600''/3600LsLMLm

Vm'Lm

90.44787.155/36003.3540.653m3/s121.4988.677/3600789.240.003792m3/s精餾段、提餾段的塔徑計算(1)精餾段塔徑umax C

LV（2.9）V0.2式中C由式CL計算，其中的C20由圖查取c2020Ls1/21/2L0.001705806.9450.041Vs0.6842.954V取板間距，HT0.40m,板上液層高度hL0.06m則HThL0.40.060.34m由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得C200.0720，又L20.610mN/m0.20.2806.9452.954CL0.07210.585C20200.0724umax0.07241.194m/s202.944取安全系數(shù)為0.70，則空塔氣速為u0.70umax0.836m/sD4Vs/u1/240.684/0.8361/21.02m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D 1.0m塔截面積為ATD20.785m24實際空塔氣速為Vs0.684msu0.7850.871/AT其中0.6u/umax0.871/1.1940.6510.8可行(2)提餾段塔徑Lh'L'1/21/20.003792789.24Vh'V'0.0890.6533.304取板間距HT' 0.45,板上液層高度hL' 0.09 6m則hL' hL' 0.45 0.06 0.39由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得 C20' 0.08又 L' 19.245mN/m'L'0.219.2790.2789.243.354C'C200.080.079umax'0.0791.209m/s20203.354取安全系數(shù)為0.70，則空塔氣速為u''0.75umax0.864m/sD'4Vs'/u'1/21/240.653/0.8460.997m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D 1.0m塔截面積為ATD20.785m24實際空塔氣速為VS0.588u0.832m/sAT0.785其中0.6u/umax0.8590.7000.8可行1.209精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為 Z精 N精-1HT 131 0.4 4.8m提餾段有效高度為 Z提 N提 1HT 15 1 0.45 6.3m在塔頂、塔頂與進料板之間、進料板與塔釜之間、塔釜共開 4個人孔，共高度為0.6m則板間距為0.8m故精餾塔的有效高度為Z Z精Z提 4 0.8 4.4 5.4 3.2 11.1m塔板主要工藝尺寸的計算(1)塔板類型：篩選塔(2)塔板流動型式：單流型(3)溢流裝置計算篩板式塔的溢流裝置包括溢流堰，降液管和受液盤等幾部分。其尺寸和結(jié)構(gòu)對塔的性能有著重要影響。根據(jù)經(jīng)驗并結(jié)合其他影響因素，當(dāng)因D1.0m,可選用單溢流弓形降液管，不設(shè)進口堰，采用凹形受液盤。Ⅰ.精餾段各項計算如下：(1)堰長lw取lw

0.66D

0.661.0

0.66m(2)溢流堰高度hw2/3由hwhLhow，選用平直堰，堰上液層高度how2.84ELh1000lw2.8410.00170536002/3how0.013m10000.66取板上清液層高度 hL 60mm,則hw hL how 0.06 0.011 0.047m(3)弓形降液管寬度Wd和截面積Af由lw/D0.66查弓形降液管參數(shù)圖得，Af/AT0.074Wd/D0.141故Af0.07220.7850.05809m2Wd0.1241.00.1240m依式驗算液體在降液管中停留時間，即3600AfHT36000.058090.4013.63s5sLh0.0017053600故降液管設(shè)計合理。(4)降液管底隙高度h0h0Ls（2.11）3600lwu0'取u0'0.08m/s則h01.70510336000.033m36000.660.08hwh00.0470.0330.014m0.006m故降液管底隙高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤，深度 hw 50mmⅡ.提餾段各項計算如下：(1)堰長lw'取lw'0.66D'0.661.00.66m(2)溢流堰高度hw'''''2.84''Lh2由hwhLhow，選用平直堰，堰上液層高度how1000?E?()3lw'1032''2.843.79236003近似取E1,則how100010.660.021m取板上清液層高度hL'61mm,則hw'hL'how'0.0610.0210.040m(3)弓形降液管寬度Wd''和截面積Af由lw'/D'0.66查弓形降液管參數(shù)圖得，A'f/AT'0.074Wd'/D'0.124故A'f0.07220.7850.0581m2Wd'0.1241.00.124m依式驗算液體在降液管中停留時間，即3600Af'HT'36000.05670.455sL'h3.7921037.5043600故降液管設(shè)計合理。(4)降液管底隙高度h0''Lsh03600lw'u0'取u0'0.18m/s則h0'3.79210336000.032m36000.660.18hw'h0'0.0400.0320.008m0.006m故降液管底隙高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤，深度 hw' 50mm

(2.12)2.13）4.塔板布置Ⅰ.精餾段(1)塔板的分塊因800mm D 1500m,D 1000mm故塔板采用分塊式。查塔板分布表得，板塊分為 3塊。(2)邊緣區(qū)快讀確定取WsWs'0.065m,Wc0.03(3)開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積Aa2(xr2x2r2arcsinx)（2.14）180r其中xD/2(WdWs)0.5(0.1240.065)0.311mrD/2Wc0.50.0350.465m故Aa2(0.3110.46520.31123.140.4652arcsin0.306)0.532m21800.465(4)篩孔計算及其排列本例所處理的物系無腐蝕性，可選用 3mm碳鋼板，取篩孔直徑 d0 5mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心距 t 3 d0 3 5 15mm篩孔數(shù)目1.155Aa1.1550.5322730個n0.0152t2開孔率為d020.9070.005)210.1%0.907（）(t0.015氣體通過篩孔的氣速為u0Vs0.68412.73m/sA00.1010.532Ⅱ.提餾段(1)塔板的分塊因800mm D 1500mm,故塔板采用分塊式。查塔板分布表得，板塊分為 3塊。(2)邊緣區(qū)快讀確定取WsWs'0.065m,Wc'0.035m(3)開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積Aa'按式計算，即Aa'2(x'r'2x'2r'2arcsinx')(2.15)180r'其中x'D'/2(Wd'Ws')0.5(0.1240.065)0.311mr'D'/2Wc'0.50.0350.465m故Aa'2(0.3110.46520.31652arcsin0.311)0.532m21801800.465(4)篩孔計算及其排列本例所處理的物系無腐蝕性,可選用'3mm'5mm碳鋼板,取篩孔直徑d0。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t'3d0'3515mm'1.155Aa'1.1550.532篩孔數(shù)目nt'20.01522730個‘0.907（d0'20.9070.005210.1%開孔率為t'）()0.015氣體通過篩孔的氣速為u0'Vs'0.65312.153m/sAo'0.1010.532第三章篩板的流體力學(xué)驗算3.1校核精餾段塔板壓降2(1)干板阻力hc計算hc12g

Vu0(3.1)C0由d0/5/31.67查篩板塔的汽液負(fù)荷因子曲線圖得C00.07722.9552故hc12.730.0510.0508m液柱806.4450.772(2)氣體通過液層的阻力 hL由下式計算氣體通過液層的阻力 hL由下式計算：h1hL(3.2)uaVs0.684(3.3)Af07850.9410m/sAT0.05809F0ua0.941011（3.4）v2.9551.617kg2/sm2查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得0.58。故h1hL0.580.060.0348m液柱(3)液體表面力的阻力計算液體表面力所產(chǎn)生的阻力 h由式計算：4L420.585103103m液柱h806.9459.812.08Lgd00.005氣體通過每層塔板的液柱高度 hp可按下式計算：hphchlh0.05080.03480.02080.0876液柱氣體通過每層塔板的壓降為：pp hp Lg 0.0876 806.945 9.81 693.611Pa 0.7kPa（設(shè)計允許值）液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。液模夾帶量由式計算：hf2.5hL2.50.060.15m6ua3.21063.25.7105.70.9410kg液kg氣kg液kg氣evHThf20.0310198/0.1/L故在本設(shè)計中液沫帶量 ev在允許圍。4.漏液對篩選塔，漏液點氣速 u0.min可由下式計算：uo,min4.4C00.00560.13hLhL/v（3.5）4.40.7720.00560.130.062.021036.945/2.9555.989m/s實際孔速u012.73m/su0,minK12.73穩(wěn)定系數(shù)為2.1251.55.989故在本設(shè)計中無明顯漏夜。液泛為防止塔發(fā)生液泛，降液管液層高 Hd應(yīng)服從下式所表示的關(guān)系，即HdHThw（3.6）苯-甲苯物系屬一般物系，取 0.5，則HT hf 0.5 0.4 0.047 0.2235m而Hd hphLhd (板上不設(shè)進口堰， hd可由式計算，即hd0.153u'20.1530.082m液柱00.001Hd0.08760.060.0010.1486m液柱HdHThw即0.14860.2235故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。提餾段塔板壓降1'2'''u0v((1)干板阻力hc計算hc2g''c0L由d0'/'5/31.67查篩板塔的氣液負(fù)荷因子曲線圖得C0'0.7723.35412.1532故hc0.0510.0537m液柱0.772789.24(2)氣體通過液層的阻力 hL'計算氣體通過液層的阻力 hL'由下式計算：h1''hL'('Vs'0.653m/s(uaAT'0.898A'f0.7850.0581'''0.8983.3541.645kg1/2/s1/2(F0uavm查充氣系數(shù)關(guān)系圖得 ’ 0.56。故h1' 'hl' ' hw' how' 0.56 0.040 0.02 0.0342m液柱(3)液柱表面力的阻力計算液體表面力所產(chǎn)生的阻力 h'由式計算：

3.7)3.8)9)10)11)h'4L'419.2450.0019m液柱L'gd0'789.249.810.005氣體通過每層塔板的液柱高度hP'可按下式計算：hP'hc'h1'h'0.05370.03420.00190.0898m液柱氣體通過每層塔板的壓降為：p'php'L'g0.0898789.249.81695.27Pa0.7kPa（設(shè)計允許值）液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。液沫夾帶液沫夾帶量由式計算：h'f 2.5hL' 2.5 0.06 0.15m106ua'5.71060.898''3kg液kg氣液kg氣ev''19.245100.450.150.00989/0.1/LHThf故在本設(shè)計中液沫夾帶量eV在允許圍。漏液對篩板塔，漏液點氣速 u0.min可由下式計算：'''h'''(3.12)u0,min4.4C00.00560.13hLL/v4.40.7720.00560.130.060.0199789.24/3.3545.586m/s實際孔速u0'12.153m/su0,min穩(wěn)定系數(shù)為K'12.1532.1761.55.586故在本設(shè)計中無明顯漏液現(xiàn)象。液泛為防止塔發(fā)生液泛，降液管液層高 Hd'應(yīng)服從下式表示的關(guān)系，即Hd' ' HT' hw' ( 3.13)'苯-甲苯物系屬一般物系，取 0.5,則'HT'hw'0.50.450.040.245m液柱而Hd'hp'hL'hd'（3.14）板上不設(shè)進口堰， hd可由式計算，即hd'0.153u0'224.957103m液柱0.1530.18Hd'0.08920.064.9571030.1542m液柱Hd''HT'hw'故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。3.2塔板負(fù)荷性能圖精餾段漏液線由u0,min4.4C00.00560.13hLhL/V(3.15)u0',minVs,min/A0hLhwhow(3.16)how2.84ELh/Lw2/3/1000(3.17)得Vs,min4.4C0A00.00560.13hw2.84ELh/Lw2/3L/V/1000h整理得Vs,min3.01610.009630.1144LS2/3在操作圍，任取幾個 Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果如下表 3-1所示表3-1LsVsLs,m3/s0.00050.00150.00300.00450.0060Vs,m3/s0.30690.31820.33050.34050.3492由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線 1。液沫夾帶線以ev0.1kg液/kg氣為限，求VsLs關(guān)系如下：5.7106ua3.2由ev(HThfLuaVs/ATAfVs/0.7850.058091.376Vs(hf2.5hL2.5hwhow(hw0.0473600Ls2how2.84132/310000.660.88Ls故hf0.11752.2Ls2/3HThf0.28252.2Ls2/35.71061.376Vs3.2ev20.5851030.28252.2Ls2/32/3整理得 Vs 1.293 10.071Ls在操作圍，任取幾個 Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果如下表 3-2所示表3-2LsVsLs,m3/s0.00050.00150.00300.0045Vs,m3/s1.22961.16101.08651.0185由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線 2。液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度 how 0.006m作為最小液體符合標(biāo)準(zhǔn)。取E1，由式得2/313600Ls2/3how2.84ELh2.840.0061000lw10000.66

3.18)3.19)3.20)00609605則L0.0061000/2.843/2m3/ss,min0.66/36000.00056據(jù)此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線 3。液相負(fù)荷上限線以4s作為液體在降液管中停留時間的下限，由式得AfHT/Ls4(3.21)故Ls,maxAfHT/0.058090.4/4m3/s0.005809據(jù)此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線 4。液泛線令HdHThw（）3.22由HdhphLhd;hphchlh;h1hL;hLhwhow(3.23)聯(lián)立得HT(1)hw1howhchdh忽略h,將how與Ls,hc與Ls,hc與Vs的關(guān)系帶入上式，并整理得2b22/3(3.24)aVscLsdLs式中a0.051L/V/A0C02(3.25)bHT1hw(3.26)c0.153/lw2(3.27)hod2.84105E13600/lw2/3(3.28)將有關(guān)的數(shù)據(jù)帶入，得a 0.051 2.954/806.945/0.101 0.532 0.7722 0.1085b0.5810.0470.14924c0.153/0.660.0332322.53d2.8410510.5813600/0.662/31.3904故Vs21.37552972.62712.8147在操作圍，任取幾個 Ls值,依上式計算出Vs值，計算結(jié)果如下表 3-3所示表3-3LsVsLs,m3/s0.00050.00150.00300.00450.0060Vs,m3/s1.29401.20091.08220.96600.8454由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖 3.1所示圖3.1精餾段塔板負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作點 A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制，由圖查得V1.088m3/sVs,min0.310m3/ss,max故操作彈性為K Vs,max/Vs,min 3.510提餾段漏液線'4.4'0.00560.13hL'''(3.29)由uo,minC0hL/Vu0,min'Vs,min'/A0'hL'hw'h0'(3.30)how'2.84E/1000L's/L'w2/3(3.31)得Vs,min4.4''0.0550.132.84E''2/3/1000h'''C0A0Ls/LwL/V整理得Vs',min2.8240.00870.1144LS2/3在操作圍，任取幾個 L's值，依上式計算出Vs'值,計算結(jié)果如下表 3-4所示表3-4L'sVs'Ls',m3/s0.00050.00150.00300.00450.007Vs',m3/s0.27460.28550.29740.30690.3203由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。液沫夾帶線e'kg液/kg氣''以v0.1為限，求VsLs關(guān)系如下：由'5.7106/''''3.2(3.32)evLua/HThfuaVa'/AT'Al'Vs'/0.7850.05811.376Vs'(3.33)hw'0.04how'2.8413600L's/0.662/3/10000.81L's2/3故h'f2.5hL'2.5hw'how'2.50.040.88L's2/30.12.2L's2/3HT'hf'0.352.2L's2/35.71061.76Vs3.2'ev19.2451030.352.02L2s/3整理得Vs'1.569'2/39.862Ls在操作圍，任取幾個 L's值，依上式計算出Vs'值，計算結(jié)果如下表 3-5所示表3-5L'sVs'Ls',m3/s0.00050.00150.00300.00450.0070Vs',m3/s1.50691.43981.36391.30021.2081由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線 2。液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度 how' 0.006m作為最小液體符合標(biāo)準(zhǔn)。取E1,由式得2.84L'h2/33600L's2/3'E'2.8410.006how1000lw'10000.66則L's,min0.0063/20.66/36000.00056m3/s1000/2.84據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線 3。液相負(fù)荷上限線以 ' 4s作為液體在降液管中停留時間的下限，由式得'Af'HT'/L's4(3.34)故L's,maxAf'HT'/'0.05810.45/40.00654m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線 4。液泛線令Hd''HT'hw'(3.35)由Hd'H'hp'hL'hd';hp'hc'h1'h';h1'hL';hL'hw'how'(3.36)聯(lián)立得'HT'''1hw''1how'hc'hd'h'忽略h',將how'與L's,hc'與Vs'的關(guān)系代入上式，并整理得a'Vs'2b'c'L's2d'L's2/3(3.37)式中'0.051'/'''23.38)avL/C0V0(b'0.051'HT'''1hw'(3.39)c'0.153/lw'ho'2(3.40)d'2.84103E''13600/lw'2/33.41)(將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得a'0.0513.354/789.24/0.1010.5320.77220.1260b'0.50.450.50.5610.040.1260c'0.153/0.660.0322343.007d'2.8410310.5613600/0.662/31.3728故Vs'21.449-2722.278L's10.895在操作圍，任取幾個 L's值，依上式計算出Vs'值，計算結(jié)果如下表 3-6所示表3-6L'sVs'Ls',m3/s0.00050.00150.00300.00450.0070Vs',m3/s1.37931.30011.19791.09690.9169由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩選塔的負(fù)荷性能圖，如圖 3.2所示圖3.2提餾段塔板負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作點 A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制，由圖查得V'm3/s'0.2981m3/ss,max0.9999Vs,min故操作彈性為K' Vs',max/Vs',max 3.35423.3主要結(jié)果匯總篩選塔設(shè)計計算結(jié)果匯總?cè)绫?3-7表3-7篩選塔設(shè)計計算結(jié)果匯總序號 項目 符號 單位1平均密度tmC2操作壓力pmkPa3平均流量氣相Vsm3/s4液相Lsm3/s

數(shù)據(jù)精餾段提餾段86.54100.965109.88119.680.6840.6530.0017050.0037925實際塔板數(shù)Np6板間距Ht7塔的有效高度Z8塔徑D9溢流形式10降液管形式11堰長lw12堰高hw13板上液層高度hl14堰上液層高度how15降液管底隙高度ho16安定區(qū)寬度Ws17邊緣區(qū)寬度Wc18干板阻力hc19降液管寬度Wd20降液管截面積Af21液體在降液管中停留時間22凹形受液盤深度3hw23開孔區(qū)面積Aa24篩孔直徑do25篩孔數(shù)目n26孔中心距t

塊1315m0.40.45m4.86.3m1.01.0單流型單流型弓形弓形m0.660.66m0.0470.040m0.060.06m0.0130.m0.0330.032m0.0650.065m0.0.m液柱0.05080.0537m0.1240.124m20.058090.0581s13.636.9m0.050.05m0.5320.532m0.0050.005個27302730m0.0150.01527 開孔率28 空塔氣速29 篩孔氣速30 穩(wěn)定系數(shù)塔板上鼓泡層高度32負(fù)荷上限33負(fù)荷下限34液沫夾帶量氣相負(fù)荷上限氣相負(fù)荷下限液相負(fù)荷上限液相負(fù)荷下限39 操作彈性氣體通過液層阻力氣體通過塔板壓降

UUoKhFevVs,maxVs,minLs,maxLs,minKh1P

%0.1010.101m/s0.8360.846m/s12.7312.1532.1252.176m液柱0.150.15液泛控制液泛控制漏泛控制漏泛控制kg液體/kg氣體0.01980.00989m3/s1.0880.9999m3/s0.3100.2891m3/s0.00560.0056m3/s0.0058090.006543.5103.3542m液柱0.3480.0342kPa0.6940.695第四章輔助設(shè)備4.1冷凝器塔頂溫度tD80.56C,冷凝水t120C,t235Ct1tDt180.56C-20C60.56C則tDt280.56C-35C45.56Ct2tmt1t21552.705Clnt1/t2ln60.56/45.56由tD80.56℃,查得苯393.2kJ/kg,又氣體流量Vs0.684m3/s塔頂被冷凝物料量qVhv0.6842.9552.02kg/s冷凝的熱量Qq苯2.02393.2794.26kJ/s取傳熱系數(shù)KWm2K,600/則傳熱面積AQ/Ktm794.2610325.117m260052.705冷凝水流量WQ794.26103Cpt1t241831512.66kg/s4.2再沸器塔底溫度tw109.41C,用t0135C的蒸汽，釜液出口溫度t1112C則t1t0tw135C-109.41C25.59Ct2t0t1135C-112C23Ctmt1t225.59C23lnt1/t224.272Cln25.59/23由tW109.41C時，苯363kJ/kg,又氣體流量Vs'0.649m3/s密度v'3.354kg/m3則qm''0.6493.3542.177kg/sVsv冷凝的熱量Qqm甲苯2.177363790.251kJ/s取K600W/m2K,則傳熱面積AQ/Ktm790.25110354.264m260024.272加熱整齊的質(zhì)量流量WQ790.25110315.778kg/sCpt0t12177.6234.3泵的計算及選型進料溫度tp92.52C,A800.0kg/m3B796.4kg/m3F797.86kg/m3uA0.27mPasuB0.278mPasuLF0.2744mPas已知進料量F1.46605kg/s,qvF/F1.46605/797.861.837103m3/s取管流速u1.5m/s,則管徑4qv41.837103dmmu3.141.5故可采用GB309193473.5的油泵則徑d 47 3.5 2 44mm,代入得u4qv/d241.8371031.462m/s3.140.042Redu/0.0401.462797.861.7001050.2744103取絕對粗糙度為 0.35mm則相對粗糙度為 /d 0.0088摩擦系數(shù)由-1/21.11-1.8lg/d/3.76.9/Re得0.0367進料口位置高度h150.450.627.95mhu27.951.4622Hf0.03670.049.811.589mdg揚程H Hf h 1.589 7.95 9.539m可選擇的泵為IS50 32 2004.4管道直徑進料管F38000103/300245277.78kg/h則體積流量VF/F5277.78/797.86m3/hF6.615取管流速u1.5m/s,則管徑d473.5240m