吉林化工學(xué)院

1、吉吉林林化化工工學(xué)學(xué)院院 化工原理化工原理課課 程程 設(shè)設(shè) 題目題目 苯苯- -甲苯二元物系浮閥精餾塔的設(shè)計(jì)甲苯二元物系浮閥精餾塔的設(shè)計(jì) 教教 學(xué)學(xué) 院院 環(huán)境與生物工程學(xué)院環(huán)境與生物工程學(xué)院 專業(yè)班級(jí)專業(yè)班級(jí) 安全工程安全工程 09010901 班班 學(xué)生姓名學(xué)生姓名 藺歡歡藺歡歡 學(xué)生學(xué)號(hào)學(xué)生學(xué)號(hào) 0936012509360125 指導(dǎo)教師指導(dǎo)教師 王衛(wèi)東老師王衛(wèi)東老師 2011 年 6 月 27 日 目目 錄錄 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū).3 摘 要.4 緒論.5 第一章 精餾塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算.7 1.1 精餾塔全塔物料衡算.7 1.1.1 已知條件 .7 1.1.2 物料衡算.7 1.2 板

2、數(shù)的確定.8 1.2.1 溫度 .8 1.2.2 相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算.9 1.2.3 最小回流比的確定.9 1.2.4 求精餾塔氣液相負(fù)荷.10 1.2.5 操作線方程的確定.10 1.2.6 精餾塔理論塔板數(shù)及理論加料位置 .10 1.2.7 實(shí)際板數(shù)的計(jì)算 .11 1.3 工藝條件的計(jì)算.11 1.3.1 操作壓強(qiáng) p .11 1.4 物性數(shù)據(jù)計(jì)算.12 1.4.1 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 .12 1.4.2 平均密度 .13 1.4.3 液體表面張力 .14 1.4.4 液體粘度.15 第二章精餾段塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算.16 2.1.氣液負(fù)荷和塔徑 d 的計(jì)算.16 2.1.1 精餾段氣液負(fù)

3、荷計(jì)算 .16 2.1.2 提餾段氣液負(fù)荷計(jì)算 .16 2.1.3 空塔氣速.16 2.1.4 精餾塔有效高度的計(jì)算 .17 2.2 溢流裝置 .17 2.2.1 計(jì)算出口堰(外堰)高.17 w h 2.2.2 降液管底隙高度的確定 .18 0 h 2.2.3 浮閥數(shù)目、浮閥排列及塔板布置 .19 第三章塔板流體力學(xué)驗(yàn)算.20 3.1 氣相通過(guò)浮閥塔板的靜壓頭降 hf .20 3.1.1 計(jì)算干板靜壓頭降 hc.20 3.1.2 降液管中清夜層高度 hd.21 3.1.3 計(jì)算霧沫夾帶量 ev .22 3.2.塔板負(fù)荷性能圖.23 3.2.1 霧沫夾帶線 .23 3.2.2 液泛線 .24 3

4、.2.3 液相負(fù)荷上限線.25 3.2.4 漏液線 .25 3.2.5 液相負(fù)荷下限線 .26 3.2.6 塔板負(fù)荷性能圖 .26 3.2.7 小結(jié) .26 3.3 相關(guān)介質(zhì)選擇及熱量衡算.27 3.3.1 加熱介質(zhì)的選擇 .27 3.3.2 冷凝劑 .27 3.3.3 熱量衡算 .27 3.4. 輔助設(shè)備.29 3.4.1 冷凝器的選型 .29 3.4.2 再沸器的選型.30 3.5.塔附件設(shè)計(jì).31 3.5.1 接管 .31 3.5.2 筒體與封頭 .32 3.5.3 塔總體高度的設(shè)計(jì) .33 第四章 主要計(jì)算結(jié)果列表.34 4.1 浮閥塔的主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表 .34 4.2 浮閥塔的主要結(jié)構(gòu)

5、參數(shù)表 .34 4.3 主要符號(hào)說(shuō)明 .35 參考文獻(xiàn).38 致 謝.39 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū) 一一 設(shè)計(jì)題目：苯-甲苯連續(xù)浮閥式精餾塔的設(shè)計(jì) 二二 任務(wù)要求 設(shè)計(jì)一連續(xù)篩板浮閥式精餾塔以分離苯和甲苯， 具體工藝參數(shù)如下： 原料加料量 f=100kmol/h 進(jìn)料組成 45 . 0 f x 餾出液組成 97. 0 d x 釜液組成 03 . 0 w x 塔頂壓力 kpap325.101 單板壓降 0.7kpa 進(jìn)料狀態(tài) 97. 0q 2 工藝操作條件：常壓精餾，塔頂全凝器，塔底間接加熱，泡點(diǎn)回流。 三三 主要設(shè)計(jì)內(nèi)容 1、設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說(shuō)明 2、工藝計(jì)算 3、主

6、要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì) （1）塔徑及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定 （2）塔板的流體力學(xué)校核 （3）塔板的負(fù)荷性能圖 （4）總塔高 4、輔助設(shè)備選型與計(jì)算設(shè)計(jì)結(jié)果匯總 5、工藝流程圖及精餾塔設(shè)備條件圖 摘摘 要要 本次的設(shè)計(jì)采用的精餾塔是浮閥塔，浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的傳質(zhì)設(shè)備?；?生產(chǎn)常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的，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(lái)實(shí)現(xiàn)連續(xù)的高純度分離。 本次設(shè)計(jì)針對(duì)苯甲苯二元物系的精餾問(wèn)題進(jìn)行分析、計(jì)算、核算、繪圖，是較完整的 精餾設(shè)計(jì)過(guò)程。 在本次化工原理課程設(shè)計(jì)中,設(shè)計(jì)出了苯甲苯的分離設(shè)備精餾塔。進(jìn)料摩爾 分?jǐn)?shù)為 0.45

7、 的苯甲苯溶液，使塔頂產(chǎn)品苯的摩爾含量達(dá)到 97%，塔底釜液摩爾分?jǐn)?shù) 為 3%。采用浮閥式精餾塔，塔高 18.39 米，塔徑 1.4 米，按圖解法計(jì)算理論板數(shù)為 14 塊。算得全塔效率為 0.542。塔頂使用全凝器，泡點(diǎn)回流。精餾段實(shí)際板數(shù)為 12 塊， 提餾段實(shí)際板數(shù)為 15 塊，實(shí)際加料位置在第 13 塊板(從上往下數(shù))，精餾段操作彈性 為 3.49，提餾段操作彈性為 3.24。通過(guò)板壓降、漏液、液泛、霧沫夾帶的流體力學(xué)驗(yàn) 算，均在安全操作范圍內(nèi)。 塔的附屬設(shè)備中，所有管線均采用無(wú)縫鋼管。冷凝器采用浮頭式換熱器。加熱介質(zhì) 采用 140飽和蒸汽。 關(guān)鍵字：關(guān)鍵字：苯甲苯；浮閥；負(fù)荷性能圖 緒

8、論緒論 1.1.精餾原理及其在工業(yè)生產(chǎn)中的應(yīng)用精餾原理及其在工業(yè)生產(chǎn)中的應(yīng)用 生產(chǎn)中所處理的原料中間產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，其中大部分是均 相混合物。生產(chǎn)中為滿足要求，需將混合物分離成較純的物質(zhì)。 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。它是連續(xù)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝 的過(guò)程，是可以讓混合液體得到較為充分分離的連續(xù)操作。精餾有不同的分類方法， 如：按操作壓力可分為常壓、加壓和減壓精餾，按分離混合液體中的組分的數(shù)目可分 為雙組分和多組分精餾。工業(yè)生產(chǎn)中以多組分精餾較常見(jiàn)，但多組分精餾與雙組分精 餾的基本原理、

9、計(jì)算方法等無(wú)本質(zhì)區(qū)別。本次設(shè)計(jì)的是雙組分常壓精餾。 2 2 精餾操作對(duì)塔設(shè)備的要求精餾操作對(duì)塔設(shè)備的要求 精餾所進(jìn)行的是氣(汽)、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣(汽)、液兩相傳質(zhì)所用的 塔設(shè)備，首先必須要能使氣(汽)、液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。 但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設(shè)備還得具備下列各種基本要求： （1）氣(汽)、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時(shí)，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液 或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。 （2）操作穩(wěn)定，彈性大，即當(dāng)塔設(shè)備的氣(汽)、液負(fù)荷有較大范圍的變動(dòng)時(shí)，仍 能在較高的傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定的操作并應(yīng)保證長(zhǎng)期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。 （3）流體流動(dòng)的阻力小

10、，即流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓力降小，這將大大節(jié)省動(dòng)力消耗， 從而降低操作費(fèi)用。對(duì)于減壓精餾操作，過(guò)大的壓力降還將使整個(gè)系統(tǒng)無(wú)法維持必要 的真空度，最終破壞物系的操作。 （4）結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，材料耗用量小，制造和安裝容易。 （5）耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。 （6）塔內(nèi)的滯留量要小。 但是在實(shí)際生產(chǎn)中，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，不同的塔型各有某些 獨(dú)特的優(yōu)點(diǎn)。因此我們要根據(jù)不同的因素選擇不同的塔型。 3 3 常用板式塔類型與本設(shè)計(jì)的選型及其優(yōu)點(diǎn)常用板式塔類型與本設(shè)計(jì)的選型及其優(yōu)點(diǎn) 氣液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也 可采用填料塔。板式塔為逐級(jí)接觸型氣液傳

11、質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣 液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動(dòng) 舌形塔和浮動(dòng)噴射塔等多種。 板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔。其后，特別是在二十世紀(jì)五十年代以后， 隨著石油、化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如 s 型板、浮閥塔 板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動(dòng)噴射塔板及角鋼塔板等。目前 從國(guó)內(nèi)外實(shí)際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使 用尤為廣泛。本設(shè)計(jì)選取的是浮閥式精餾塔。 浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來(lái)的，它主要的改進(jìn)是取消了升氣管和泡罩， 在塔板開(kāi)孔上設(shè)有浮動(dòng)的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流

12、量上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速 度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進(jìn)使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及 設(shè)備造價(jià)等方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。 浮閥塔廣泛用于精餾、吸收以及脫吸等傳質(zhì)過(guò)程中。塔徑從 200mm 到 6400mm，使用效 果均較好。國(guó)外浮閥塔徑，大者可達(dá) 10m，塔高可達(dá) 80m，板數(shù)有的多達(dá)數(shù)百塊。浮閥 塔之所以這樣廣泛地被采用，是因?yàn)樗哂邢铝刑攸c(diǎn)： （1）處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加 2040，而接近于篩板塔。 （2）操作彈性大，一般約為 59，比篩板、泡罩、舌形塔板的操作彈性要大得多。 （3）塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。

13、 （4）壓強(qiáng)小，在常壓塔中每塊板的壓強(qiáng)降一般為 400660n/m2。 （5）液面梯度小。 （6）使用周期長(zhǎng)。粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。 （7）結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，安裝容易，制造費(fèi)為泡罩塔板的 6080,為篩板塔的 120130。 4 4 本設(shè)計(jì)所選塔的特性本設(shè)計(jì)所選塔的特性 本設(shè)計(jì)處理能力大，每小時(shí)可處理混合物 75kmol；結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，材料耗用量小，制 造和安裝容易；操作穩(wěn)定，彈性較大；而且液泛線較高可有效減小液泛對(duì)操作的影響； 流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓力降小，這將大大節(jié)省動(dòng)力消耗，從而降低操作費(fèi)用；氣體在塔 盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時(shí)間長(zhǎng)，霧沫夾帶量少，液面落差也較小等一系列 優(yōu)

14、點(diǎn)。 第一章第一章 精餾塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算精餾塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。 設(shè)計(jì)中采用過(guò)冷液進(jìn)料，將原料也通過(guò)預(yù)熱器加熱至溫度后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升 蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)鏟平冷卻后送 至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。 塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。 圖 1-1 精餾流程圖 1.11.1 精餾塔全塔物料衡算精餾塔全塔物料衡算 1.1.11.1.1 已知條件已知條件 苯的摩爾質(zhì)量 ma=78.11kg/kmol; 甲苯的摩爾質(zhì)量 m

15、b=92.13kg/kmol 進(jìn)料組成=0.45 f x 分離要求：塔頂餾出液=0.97 d x 塔底餾出液=0.03 w x 1.1.21.1.2 物料衡算物料衡算 f=d+w f=d+w f x d x w x d+w=100 03. 097 . 0 45 . 0 100wd d=44.68kmol/h w=55.32kmol/h 1.21.2 板數(shù)的確定板數(shù)的確定 1.2.11.2.1 溫度溫度 表 1-1 苯甲苯（101.3kpa）的 t-x-y 相平衡數(shù)據(jù)1 苯摩爾分?jǐn)?shù)苯摩爾分?jǐn)?shù) 液相氣相 溫度 液相氣相 溫度 0.00.0110.60.5920.78989.4 0.0880.212

16、106.10.7000.85386.8 0.2000.370102.20.8030.91484.4 0.3000.50098.60.9030.95782.3 0.3970.61895.20.9500.97981.2 0.4890.71092.11.001.0080.2 由表可知對(duì)應(yīng)的溫度 =109。 同理 =93.403 . 0 w x w t f t 由它們的安托因方程2 5 . 219 1345 08 . 6 log 8 . 220 1211 031 . 6 log 0 0 t p t p b a 甲苯： 苯： 又97 . 0 00 0 ba b d pp pp x 假設(shè)一個(gè)泡點(diǎn) t,代入

17、上式檢驗(yàn)，可知只有 t=80.63時(shí)，算出的=0.97， d x 所以塔頂?shù)臏囟?80.63。 d t 則精餾段平均溫度： c tt t df m 02.87 2 63.80 4 . 93 2 1 則提餾段平均溫度：c tt t wf m 2 .101 2 109 4 . 93 2 2 1.2.21.2.2 相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算 苯甲苯的飽和蒸汽壓可用 antoine 方程求算，即： * log b pa tc 求得數(shù)據(jù)列于表 2-1 表 1-2 t()80859095100105110 *( ) aa p kp 101.17 2.546169136.3338157.1428180

18、.3277206.061234.5188 *( ) ba p kp 39.74 2.54616955.4984865.0684575.9097188.13772101.8727 ab pp 2.5461692.5001872.4565322.4150392.3755552.3379432.302078 注：表中苯以 a 表示；甲苯以 b 表示。 參見(jiàn)文獻(xiàn)（4）中 53 頁(yè)相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算方法，結(jié)合表 2-1 數(shù)據(jù)，在全塔溫度操作范 圍內(nèi)，求出塔頂和塔底的平均相對(duì)揮發(fā)度， =2.42 7 7321 7 2.302.462.502.55 則平均相對(duì)揮發(fā)度為：2.42 1.2.31.2.3 最小回流

19、比的確定最小回流比的確定 氣液相平衡方程為 n n n n n x x x x y 42. 11 42. 2 ) 1(1 則 q 線方程為 97 . 0 q 03 . 0 45 . 0 03 . 0 97 . 0 11 e f ee x q x x q q y 聯(lián)立 得 44 . 0 66. 0 ee xy 41.1 44 . 0 66 . 0 66. 097. 0 rmin x y y x e e e d 取操作回流比為82. 241 . 1 22min rr 1.2.41.2.4 求精餾塔氣液相負(fù)荷求精餾塔氣液相負(fù)荷 精餾段：hkmolrdl/00.12668.4482 . 2 hkmol

20、drv/68.17068.4482 . 3 ) 1( 提餾段：hkmolfqll/22310097 . 0 00.126 hkmolfqvv/68.167100*03 . 0 68.170*) 1( 1.2.51.2.5 操作線方程的確定操作線方程的確定 精餾段操作線方程： 11 1 r x x r r y d nn 得： )3(.2539 . 0 7382 . 0 1nnxy 提餾段操作線方程： 1nnw lw yxx vv 得：)4.(0099 . 0 33 . 1 1nnxy 解（3） （4）得：412 . 0 56 . 0 ff xy 1.2.61.2.6 精餾塔理論塔板數(shù)及理論加料位

21、置精餾塔理論塔板數(shù)及理論加料位置 理論板數(shù)圖解法 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1 00.20.40.60.81 由圖可知，該精餾塔共十四塊板，精餾六塊，提留八塊，從第七塊板加料 1.2.71.2.7 實(shí)際板數(shù)的計(jì)算實(shí)際板數(shù)的計(jì)算 由于 =109 ， =80.63 w t d t 則 定性溫度 t=82.94 2 63.80109 2 wd tt c 表 1-3 苯、甲苯的粘度3 溫度 020406080100120 苯 mpa s -0.6380.4850.3810.3080.2550.215 甲苯 mpa s 0.7580.580.4590.3

22、730.3110.2640.228 查得 smpa a 269 . 0 smpa b 276 . 0 smpxx abfaf 273 . 0 276 . 0 )45 . 0 1 (269 . 0 45 . 0 )1 ( 由經(jīng)驗(yàn)式7 245. 0- )(49 . 0 t e 542 . 0 )273 . 0 42 . 2 (49 . 0 245 . 0 t e （3）實(shí)際板數(shù)的求取 t n 精餾段實(shí)際板數(shù) 1207.11 542 . 0 6 t n 提餾段實(shí)際板數(shù) （包括塔釜）1576.14 542 . 0 8 t n 1.31.3 工藝條件的計(jì)算工藝條件的計(jì)算 1.3.11.3.1 操作壓強(qiáng)操

23、作壓強(qiáng) p p 取每層塔板壓降為 則 p=0.7kpa, 塔頂壓強(qiáng) 101.3kpa d p 進(jìn)料板壓強(qiáng) 101.3 12 0.7109.7kpa f p 塔底壓強(qiáng) 101.327 0.7120.2kpa w p 精餾段平均操作壓強(qiáng): 1 (101.3 109.7) 105.5kpa 2 m p 提餾段平均操作壓強(qiáng): 2 (109.7 120.7) 114.95kpa 2 m p 1.41.4 物性數(shù)據(jù)計(jì)算物性數(shù)據(jù)計(jì)算 1.4.11.4.1 平均摩爾質(zhì)量平均摩爾質(zhì)量計(jì)算計(jì)算 （1）塔頂 ,97 . 0 1 x y d 930 . 0 1 x 1 1 47.7913.92)903 . 0 1 (

24、11.78903 . 0 53.7813.92)97 . 0 1 (11.7897 . 0 molkgm molkgm ld vd （2）進(jìn)料板 364 . 0 581 . 0 77 xy 1 1 03.8713.92)364 . 0 1 (11.78364. 0 98.8313.92)581 . 0 1 (11.78581 . 0 molkgm molkgm ld vd （3）塔底 03 . 0 062 . 0 1414 xy 1 1 71.9713.92)03 . 0 1 (11.7803 . 0 26.9113.92)062 . 0 1 (11.78062 . 0 molkgm molk

25、gm ld vd （4）精餾段平均分子量： 氣相：26.81 2 98.8353.78 1 v m 液相： 75.79 2 03.8047.79 1 l m （5）提餾段平均分子量： 氣相： 62.87 2 26.9198.83 2 v m 液相：37.92 2 71.9703.87 2 l m 1.4.21.4.2 平均密度平均密度 （1）氣相密度 vm 精餾段平均液相密度： 86. 2 )02.8715.273(314 . 8 26.815 .105 1 11 1 m vm mv tr mp 提餾段平均液相密度： 24 . 3 )02.10115.273(314 . 8 62.8795.1

26、14 2 22 2 m vm mv tr mp （2）液相密度 lm 表 1-4 苯、甲苯的密度3 溫度 020406080100120 苯 kg/m3 -877.4857.3836.6815.0792.5767.9 甲苯 kg/m3 885.6867.0848.2829.3810.0790.3770.0 由式 可求相應(yīng)的液相密度。 1 ab i lmi lalb 塔頂： 由文獻(xiàn)查得ctd 63.80 3 3 . 814 mkg la 3 4 . 809 mkg lb 質(zhì)量分率 965 . 0 13.9203 . 0 11.7897 . 0 11.7897. 0 da a 035 . 0 96

27、5 . 0 1 db 則 3 /m 1 . 814 ) 4 . 809/035 . 0 3 . 814/965. 0( 1 kg d 進(jìn)料板： 由文獻(xiàn)查得ctf 4 . 93 3 9 .799 mkg la 3 8 . 796 mkg lb 質(zhì)量分率為：410. 0 13.9255. 011.7845 . 0 11.7845. 0 fa a 590 . 0 410 . 0 1 fb 則 3 /m 1 . 798 ) 8 . 796/590 . 0 9 . 799/410 . 0 ( 1 kg f 對(duì)于塔底：由文獻(xiàn)查得ctw 109 3 4 .781 mkg la 3 2 . 781 mkg l

28、b 質(zhì)量分率為：032 . 0 13.9297 . 0 11.7803. 0 11.7803. 0 wa a 968 . 0 032 . 0 1 wb 則 3 /m 2 . 781 ) 2 . 781/968 . 0 4 .781/032. 0( 1 kg w 精餾段平均液相密度： 3 1 1 . 806 2 1 . 798 1 . 814 2 mkg fd l 提餾段平均液相密度： 3 2 7 . 789 2 1 . 798 2 . 781 2 mkg fw l 1.4.31.4.3 液體表面張力液體表面張力 表 1-5 苯、甲苯的表面張力3 溫度 020406080100120 苯 mn/

29、m 31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.49 甲苯 mn/m 30.8928.5426.2223.9421.6919.4917.34 n i iim x 1 （1）塔頂：由文獻(xiàn)查得ctd 63.80 11 62.2119.21 mmnmmn dbda 1 20.2162.2103 . 0 19.2197 . 0 mmn d （2）進(jìn)料板：由文獻(xiàn)查得ctf 4 . 93 11 22.2065.19 mmnmmn fbfa 1 96.1922.2055 . 0 65.1945 . 0 mmn f （3）塔底：由文獻(xiàn)查得ctw 109 11 52.1879.17 mmn

30、mmn wbwa 1 50.1852.1897 . 0 79.1703 . 0 mmn w （4）精餾段平均表面張力： 1 1 58.20 2 96.1920.21 2 mmn fd l 提餾段平均表面張力： 1 2 24.19 2 96.1952.18 2 mmn fw l 1.4.41.4.4 液體粘度液體粘度 n i iilm x 1 lglg 表 1-6 苯、甲苯的粘度3 溫度 020406080100120 苯 mpa s -0.6380.4850.3810.3080.2550.215 甲苯 mpa s 0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228 （1）塔頂

31、由文獻(xiàn)查得ctd 63.80smpasmpa dbda 310. 0306 . 0 smpa dd 306 . 0 310. 0lg03 . 0 306 . 0 lg97 . 0 lg （2）進(jìn)料板：由文獻(xiàn)查得ctf 4 . 93smpasmpa fbfa 280 . 0 272 . 0 smpa ff 276 . 0 280 . 0 lg55 . 0 272 . 0 lg45 . 0 lg （3）塔底：由文獻(xiàn)查得ctw 109smpasmpa wbwa 248. 0237 . 0 smpa ww 248 . 0 248 . 0 lg97 . 0 237 . 0 lg03 . 0 lg （4）

32、精餾段平均液相粘度： 1 1 291 . 0 2 276 . 0 306 . 0 2 smpa fd l 提餾段平均液相粘度： 1 2 262. 0 2 276 . 0 248 . 0 2 smpa fw l 第二章精餾段塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算第二章精餾段塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算 2.1.2.1.氣液負(fù)荷和塔徑氣液負(fù)荷和塔徑 d d 的計(jì)算的計(jì)算 之前計(jì)算的數(shù)值可直接代用 2.1.12.1.1 精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算 v=170.68kmol/h,l=126 kmol/h sm mv v v v /347 . 1 86 . 2 3600 26.8168.170 3600 3 1

33、 1 sm ml l l l /1046 . 3 1 .8063600 75.79126 3600 33 1 1 1 2.1.22.1.2 提餾段氣液負(fù)荷計(jì)算提餾段氣液負(fù)荷計(jì)算 hkmollhkmolv/ 0 . 223/68.167 sm mv v v v /260 . 1 24 . 3 3600 62.8768.167 3600 3 2 2 2 sm ml l l l /1025 . 7 7 . 7893600 37.92223 3600 33 2 2 2 2.1.32.1.3 空塔氣速空塔氣速 初選所設(shè)計(jì)的精餾塔為中型塔，采用單流型塔板. 板間距 ht=450mm 取板上液層高度 hl=

34、0.06m 則: ht-hl=0.39 m 043 . 0 86. 2 1 . 806 347 . 1 1046 . 3 5 . 0 3 5 . 0 1 1 1 1 1 . v l vl v l e 查 c20=0.084 依式 1-47 校正物系表面張力 ./ l mn m 2077 精餾段 . l . ().().cc 0 202 20 2077 校正表面張力008400846 2020 1.418m/s 2.86 2.86-806.1 *0.0846 - cu v vl max 最大孔塔氣速 取安全系數(shù)為 0.7 ,則空塔速度 0.99m/s1.4180.70.7uu max 則 塔徑：

35、d= 1.32m/s 3.14u 4v1 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓正整后為 1.4m 同理，提留段塔涇 d=1.4m 塔截面積為 222 1.544 . 1 44 mdat 精餾段實(shí)際空塔氣速為 0.82m/s1.26/1.54u 提餾段實(shí)際空塔氣速為 0.87m/s1.347/1.54u 2.1.42.1.4 精餾塔有效高度的計(jì)算精餾塔有效高度的計(jì)算 精餾段有效高度為(12 1) 0.454.95mz t精精（n -1）h 提餾段有效高度為(15 1) 0.456.3mz t提提（n -1）h 0.8m在進(jìn)料板上方開(kāi)一個(gè)小孔，其高度為 0.84.956.30.812.05mzzz 提精 故精餾塔的有效高

36、度為 2.22.2 溢流裝置溢流裝置 因塔徑 d=1.4m ,可選用單溢流弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰。 2.2.12.2.1 計(jì)算出口堰計(jì)算出口堰( (外堰外堰) )高高 w h 堰長(zhǎng)=0.8d=0.8 1.4=1.12 m w l 采用平直堰，堰上液層高度可由式計(jì)算出，近似取 e=1。 3 2 1000 84 . 2 w s ow l l eh 前已取板上液層高度 hl=0.06m 精餾段精餾段：液相流量 mhow0401 . 0 ) 1.12 46003 . 0 3600 (1 1000 84. 2 3 2 故出口堰高度 mhhh owlw 604 . 0 0401 . 0 06 . 0 提餾

37、段提餾段：液相流量 mhow2320 . 0) 1.12 72500. 03600 (1 1000 84 . 2 3 2 故出口堰高度 mhhh owlw 370 . 02320 . 006 . 0 計(jì)算方形降液管寬度 wd和面積 af 因?yàn)?8 . 0 4 . 1 12 . 1 d lw 查文獻(xiàn)9由圖得15 . 0 t f a a 2 . 0 d wd 已知 at=1.54m2,d=1.4m 降液管面積 2 231 . 0 54. 115 . 0 maf 降液管寬度 mwd28 . 0 4 . 12 . 0 精餾段液體在降液管中停留時(shí)間為 提餾段液體在降液管中停留時(shí)間為 s l ha tf

38、04.30 00346 . 0 45 . 0 231 . 0 1 1 s l ha tf 34.14 00725 . 0 45 . 0 231 . 0 2 2 停留時(shí)間 5s 合乎要求。故降液管尺寸合理，可用。 2.2.22.2.2 降液管底隙高度降液管底隙高度的確定的確定 0 h 由公式得： 0 0 ul l h w s 精餾段 m ul l h w 022 . 0 14. 012. 1 00346 . 0 0 1 1 mmhhw006 . 0 024 . 0 022 . 0 046 . 0 1 提留段 m ul l h w 046 . 0 14 . 0 12. 1 00725 . 0 0

39、2 2 mmhhw006 . 0 009 . 0 037 . 0 046. 0 2 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。 2.2.32.2.3 浮閥數(shù)目、浮閥排列及塔板布置浮閥數(shù)目、浮閥排列及塔板布置 因 d800mm，所以塔板采用分塊式，分為 4 塊。查自文獻(xiàn)9。 選取閥孔動(dòng)能因子 f0=12,由 f0=可求閥孔氣速 u0 v u 0 精餾精餾 sm f u v /10 . 7 86 . 2 12 0 0 提餾提餾 sm f u v /67 . 6 24 . 3 12 0 0 精餾每層塔板浮閥數(shù)目： 150 10 . 7 039 . 0 25 . 0 347 . 1 4 2 0 2 0 ud v n

40、s 提餾每層塔板浮閥數(shù)目： 158 67. 6039 . 0 25 . 0 26. 1 4 2 0 2 0 ud v n s 現(xiàn)取邊緣區(qū)寬度 wc=0.05m 安定區(qū)寬度 ws=0.085m 按式 可算塔板上鼓跑區(qū)（有效區(qū)）面積 r x rxrxap 1222 sin 180 2 上式中： mw d r mww d x c sd 65 . 0 05 . 0 - 2 4 . 1 - 2 375 . 0 )085 . 0 24 . 0 (- 2 4 . 1 )(- 2 則 21222 916 . 0 65 . 0 375 . 0 sin65 . 0 180 375 . 0 65. 0375 . 0

41、 2map 閥孔排列采用正三角形叉排方式，則，同一橫排間距 精餾 082 . 0 155 . 1 n a t a 提餾 m n a t a 084 . 0 155 . 1 取 t=0.08m,正三角形叉排方式作圖，實(shí)排閥孔數(shù) 166 個(gè)，與預(yù)選動(dòng)能因子 f0=12 計(jì)算 出的閥孔數(shù) 150、158 相差甚小。 sm v u/36 . 6 166)039 . 0 (14 . 3 25 . 0 2 2 0 按閥孔實(shí)排數(shù) n=166 個(gè)。重新核算氣速及閥孔動(dòng)能因子： 精餾 50.1186 . 2 80 . 6 00 v uf 提餾 smuf l /45.1124 . 3 36 . 6 00 由于閥孔

42、實(shí)排數(shù)與原計(jì)算數(shù)相差不大，所以閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在 913 的 合理范圍內(nèi)，故此閥孔實(shí)排數(shù)適用。 精餾 %01.12%100 80 . 6 82 . 0 0 u u 提餾 %68.13%100 36 . 6 87 . 0 0 u u 此開(kāi)孔率均在 10%14%的范圍內(nèi)，所以這樣開(kāi)孔是合理的 第三章塔板流體力學(xué)驗(yàn)算第三章塔板流體力學(xué)驗(yàn)算 3.13.1 氣相通過(guò)浮閥塔板的靜壓頭降氣相通過(guò)浮閥塔板的靜壓頭降 hfhf 每層塔板靜壓頭降可按式計(jì)算： hhhh lcf 3.1.13.1.1 計(jì)算干板靜壓頭降計(jì)算干板靜壓頭降 hchc （1）由式可計(jì)算臨界閥孔氣速，即825 . 1 v 1 . 73

43、 oc u oc u 精餾： smuoc/91. 5 86 . 2 1 . 73 825 . 1 提餾： smuoc/52 . 5 24 . 3 1 . 73 825 . 1 因，查文獻(xiàn)7可用算干板靜壓頭降，即 c uu 00 g u h l v c 2 34 . 5 2 0 精餾： m g u h l v c 049. 0 81 . 9 1 .8062 10 . 7 86. 2 34 . 5 2 34 . 5 2 2 0 提餾： m g u h l v c 045 . 0 81 . 9 7 . 7892 36 . 6 24 . 3 34 . 5 2 34 . 5 2 2 0 (2)塔板上層靜

44、壓頭降 hl 查文獻(xiàn)7由于所分離的苯和甲苯混合液為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)5 . 0 0 已知板上液層高度所以依式mhl06 . 0 mhh ll 03 . 0 06 . 0 5 . 0 0 (3)計(jì)算液體表面張力所造成的靜壓頭降 h 由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。這樣， 氣體流徑一層，浮閥塔板的靜壓頭降為 f h 精餾： mhhhh lcf 079 . 0 003 . 0 049 . 0 換算成單板壓降paghp lff 72.62481 . 9 1 . 806079. 0 提餾：mhhhh lcf 075 . 0 003. 0045 . 0 換算成單板

45、壓降paghp lff 02.58181 . 9 7 . 789075. 0 3.1.23.1.2 降液管中清夜層高度降液管中清夜層高度 hdhd 查文獻(xiàn)2 2可按式計(jì)算 owdwfd hhhhhh+= 精餾段：=0.079m =0.046 =0.014m f h w hm ow h 提餾段 =0.075m =0.037 =0.0232m f h w hm ow h 液體通過(guò)降液管的靜壓頭降 d h 不設(shè)進(jìn)口堰，可用式計(jì)算： 2 0 153 . 0 hl l h w s d 精餾mhmlsml ws 024. 0,12 . 1 ,/00346. 0 0 3 mhd00254 . 0 024.

46、012 . 1 00346 . 0 153. 0 2 提餾mhmlsml ws 046. 0,12 . 1 ,/00725 . 0 0 3 mhd00303 . 0 046 . 0 12. 1 00725 . 0 153 . 0 2 由于浮閥塔板上液面落差很小，所以可忽略。h 則 精餾 mhhhhhh owdwfd 142. 0014 . 0 000254 . 0 046. 0079. 0 提餾 mhhhhhh owdwfd 138 . 0 0232 . 0 000303 . 0 037 . 0 075 . 0 為了防止液泛，按式：，取校正系數(shù)=0.5，板間距 ht=0.45m, )( wtd

47、 hhh+ 精餾 mhw046 . 0 mhh wt 248. 0)046. 045 . 0 (5 . 0)( 提餾 =0.037 w hmmhh wt 244 . 0 )037 . 0 45 . 0 (5 . 0)( 從而可知，符合防止液泛的要求。)( wtd hhh+ 3.1.33.1.3 計(jì)算霧沫夾帶量計(jì)算霧沫夾帶量 evev 判斷霧沫夾帶量是否在小于 10%的合理范圍內(nèi)，是通過(guò)計(jì)算泛點(diǎn)率 f 來(lái)完成的。泛 v e 點(diǎn)率的計(jì)算可用式： %100 36 . 1 v bf ls l v s akc zlv f 塔板上液體流程長(zhǎng)度 mwdz dl 84 . 0 28 . 0 24 . 12 塔

48、板上液流面積 2 08 . 1 23 . 0 254 . 1 2maaa ftb 查文獻(xiàn)7苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù) k 值，k=1.0,在從泛點(diǎn)負(fù)荷 因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù) cf=0.126,將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點(diǎn)率 f 為 % 9 . 61%100 08 . 1 126 . 0 1 84. 000346 . 0 36 . 1 86 . 2 1 . 806 86 . 2 347. 1 f %5 .65%100 08. 1126. 01 84 . 0 00725 . 0 36 . 1 24 . 3 7 .789 24 . 3 26 . 1 f 為避免霧沫夾帶過(guò)量，對(duì)于大塔

49、，泛點(diǎn)需控制在 80%以下。從以上計(jì)算的結(jié)果可知，其 泛點(diǎn)率都低于 80%，所以霧沫夾帶量能滿足 ev800mm,故裙座壁厚取 16mm。 基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：dbi=(1200+216)-(0.20.4)103=832mm 基礎(chǔ)環(huán)外徑：dbo=(1200+216)+ (0.20.4)103=1632mm 經(jīng)圓整后裙座取 3m. （5）人孔 人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于人進(jìn)出任何一層塔板。 由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過(guò)多會(huì)使制造時(shí)塔體的彎曲度難以達(dá)到要求， 一般每隔 1020 塊板才設(shè)一個(gè)孔，本塔在塔底和塔底各一個(gè)人孔。在設(shè)置人孔處，每 個(gè)人孔直徑為 450mm，板

50、間距為 600mm,人孔深入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需 倒棱和磨圓。 3.5.33.5.3 塔總體高度的設(shè)計(jì)塔總體高度的設(shè)計(jì) （1）塔的頂部空間高度 塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一 塊板的距離為 600mm，塔頂部空間高度為 1200mm。 （2）塔的底部空間高度 塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時(shí) 間 5min。 提餾段平均相對(duì)分子質(zhì)量 ml=89.40kg/kmol， 它的質(zhì)量流速 89.40 133.22 36003.31/lkg s 它的體積流速 33 3.31 780.44.24 10/ lw vlms

51、3 200.5 0.75 4.24 10200.1421.130.70.95 bvt ht vram （3）塔立體高度 h=h塔板 塔板 +h人孔人孔+h頂頂+h底底+h裙裙+h封封=（27-1） 0.45+20.6+1.2+0.95+3+0.34=18.39m 第四章第四章 主要計(jì)算結(jié)果列表主要計(jì)算結(jié)果列表 4.14.1 浮閥塔的主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表浮閥塔的主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表 表 4-1 浮閥塔的主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表 項(xiàng)目?jī)?nèi)容數(shù)值或說(shuō)明（精餾段） 數(shù)值或說(shuō)明（提餾段）備注 塔徑 d/m 1.401.40 板間距 ht/m 0.450.45 塔板形式單溢流弓形降液管單溢流弓形降液管分塊式塔板 堰長(zhǎng) lw 1.

52、121.12 降液管底隙高度 h0/m 0.0220.046 浮閥數(shù) n/個(gè) 166166 正三角形叉 排 孔心距 t/m 0.080.08 同一橫排的 孔心距 排間距 h/m 0.080.08 相鄰兩橫排 中心線距離 操作彈性 3.493.24 4.24.2 浮閥塔的主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表浮閥塔的主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表 表 4-2 浮閥塔的主要流動(dòng)性能參數(shù)表 項(xiàng)目?jī)?nèi)容數(shù)值或說(shuō)明 （精餾段） 數(shù)值或說(shuō)明 （提餾段） 備注 空塔氣速 u/(m/s) 0.7230.687 板上液層高度 hw/m 0.060.06 閥孔氣速 u0/(m/s) 6.806.36 臨界閥孔氣速 u0c(m/s) 5.865.42 閥孔動(dòng)能因數(shù) f0 11.5011.45 單板壓降 p/pa 700700 液體在降液管內(nèi) 停留時(shí)間 /s 30.0414.34 降液管內(nèi)清液層 高度 hd/m 0.1420.138 泛點(diǎn)率(%) 61.965.5 氣相負(fù)荷上限 vsmax/(m3/s) 1.781.62 霧沫夾帶控制 氣相負(fù)荷下限 vsmin/(m3/s) 0.510.50 漏液控制 操作彈性 3.493.24 4.34.3 主要符號(hào)說(shuō)明主要符號(hào)說(shuō)明 表表 4-3