苯—甲苯二元物系浮閥精餾塔設(shè)計(jì)課程設(shè)計(jì)

1、吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)吉吉林林化化工工學(xué)學(xué)院院化化 工工 原原 理理 課課 程程 設(shè)設(shè) 計(jì)計(jì)題目：題目： 苯苯甲苯二元物系浮閥精餾塔設(shè)計(jì)甲苯二元物系浮閥精餾塔設(shè)計(jì)教教 學(xué)學(xué) 院院 化工與生物技術(shù)學(xué)院化工與生物技術(shù)學(xué)院專業(yè)班級專業(yè)班級 化工化工 11041104 班班 學(xué)生姓名學(xué)生姓名 李琦李琦 學(xué)生學(xué)號學(xué)生學(xué)號 1111042211110422 指導(dǎo)教師指導(dǎo)教師 劉保雷劉保雷 20132013 年年 1212 月月 0202 日日吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書專業(yè) 化學(xué)工程與工藝 班級 化工 1104 班 設(shè)計(jì)人 李琦一、設(shè)計(jì)題目一、設(shè)計(jì)題目苯-

2、甲苯二元物系浮閥精餾塔的設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)條件：二、設(shè)計(jì)條件：常壓 （絕壓）atmp1處理量：80 kmol/h進(jìn)料組成 0.45 餾出液組成 0.98釜液組成 0.03 （以上均為摩爾分率）加料熱狀況 q=0.97塔頂全凝器 泡點(diǎn)回流回流比 min)0 . 21 . 1 (rr單板壓降： 0.7akp三、設(shè)計(jì)任務(wù)：三、設(shè)計(jì)任務(wù)：1、 精餾塔的工藝設(shè)計(jì)，包括物料衡算、熱量衡算、浮閥塔的設(shè)計(jì)計(jì)算。2、 繪制帶控制點(diǎn)的工藝流程圖、精餾塔設(shè)備條件圖（手繪 a2） 。3、 撰寫精餾塔的設(shè)計(jì)說明書。吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)目錄摘摘 要要 . 1 1緒緒 論論 . 2 21.精餾塔概述 . 22.儀器的選用

3、 . 3第一章第一章 設(shè)設(shè) 計(jì)計(jì) 方方 案案 . 4 41.1 裝置流程的確定 . 41.2 操作壓力的選擇 . 41.3 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 . 5第二章第二章 塔板的工藝的計(jì)算塔板的工藝的計(jì)算 . 6 62.1 主要基礎(chǔ)物性參數(shù). 62.2 精餾塔物料衡算 . 72.3 各段理論塔板數(shù)的計(jì)算 . 82.3.1 相對揮發(fā)度的計(jì)算. 82.3.2 最小回流比的計(jì)算 . 92.3.3 精餾塔氣液相負(fù)荷 . 92.3.4 操作線方程的確定 . 102.3.5 精餾塔理論塔板的確定 . 102.3.6 板效率的計(jì)算：. 112.3.7 實(shí)際板數(shù)的

4、計(jì)算及全塔效率的計(jì)算 . 12第三章第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì) . 13133.1 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算. 133.1.1 操作壓力計(jì)算. 133.1.2 液相平均表面張力計(jì)算. 133.1.3 熱量衡算 . 14吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)3.1.4 平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 . 173.1.5 平均密度計(jì)算. 183.2 塔體工藝尺寸的計(jì)算. 203.2.1 精餾塔塔徑的計(jì)算. 20 3.2.2 精餾塔有效塔高的計(jì)算. 213.3 塔板工藝尺寸的計(jì)算. 223.3.1 溢流裝置的設(shè)計(jì). 223.3.2 浮閥布置設(shè)計(jì). 233.3.3 浮閥板流體力學(xué)驗(yàn)

5、算. 253.4 塔板負(fù)荷性能圖. 283.4.1 液沫夾帶線的繪制. 283.4.2 液泛線的繪制. 293.4.3 漏液線的繪制. 303.4.4 液相負(fù)荷的下限線的繪制. 303.4.5 液相負(fù)荷的上限線的繪制. 303.4.6 小結(jié). 32第四章第四章 輔助設(shè)備及選型輔助設(shè)備及選型 . 33334.1 接管的計(jì)算與選擇 . 334.1.1 進(jìn)料管的選擇. 334.1.2 回流管的選擇. 334.1.3 釜底出口管路的選擇. 344.1.4 塔頂蒸汽管. 344.1.5 加料蒸汽管的選擇 . 354.1.6 塔頂封頭的設(shè)計(jì). 354.1.7 裙座的計(jì)算. 354.1.8 人孔的設(shè)計(jì) .

6、354.1.9 法蘭 . 36吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)第五章第五章 塔總體高度的計(jì)算塔總體高度的計(jì)算 . 37375.1 塔的頂部空間高度. 375.2 塔的底部空間高度. 375.3 塔總體高度. 37第六章第六章 附屬設(shè)備計(jì)算附屬設(shè)備計(jì)算 . 38386.1 冷凝器的選擇 . 386.2 再沸器的選擇 . 386.3 設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總. 40結(jié)束語結(jié)束語 . 4141主要符號說明主要符號說明 . 4242參考文獻(xiàn)參考文獻(xiàn) . 4343化工原理課程設(shè)計(jì)教師評分表化工原理課程設(shè)計(jì)教師評分表 . 4444教教 師師 評評 語語 . 4545吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 1 -摘摘 要要本次

7、設(shè)計(jì)的浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計(jì)針對二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、計(jì)算、核算、繪圖，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過程，該設(shè)計(jì)方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。本文設(shè)計(jì)了浮閥精餾塔及其附屬元件的尺寸、管線路線的鋪設(shè)，并對摩爾分?jǐn)?shù)為 0.45 的苯甲苯二元溶液進(jìn)行精餾過程，其中塔頂使用全凝器，部分回流。按逐板計(jì)算理論板數(shù)為 16。由平均粘度得到全塔效率為 51.61%，從而得到了塔的精餾段實(shí)際板數(shù)為 16 塊，提餾段實(shí)際板數(shù)為 15。實(shí)際加料位置在第 17塊板。確定了塔的主要工藝尺寸，塔板采用單溢流弓型降液管齒型堰如塔徑1.2 米等。且經(jīng)過液泛線，漏液線，液相負(fù)荷上限，液相負(fù)荷下限的校核，確定了操作

8、點(diǎn)符合操作要求。精餾段的操作彈性為 4.24，提餾段的操作彈性為3.88，符合操作要求。關(guān)鍵詞： 苯 甲苯 精餾塔 浮閥 操作彈性吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 2 -緒緒 論論1.1.精餾塔概述精餾塔概述精餾塔（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

9、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。 浮閥塔板 浮閥塔板是對泡罩塔板的改進(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)，

10、降低了板上液層厚度和塔板壓降。 網(wǎng)孔塔板 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)向吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 3 -斜孔，并在塔板入口處設(shè)置鼓泡促進(jìn)裝置。 無溢流塔板 無溢流塔板是一種簡易塔

11、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)簡單，造價(jià)低廉。2.2.儀器的選用儀器的選用浮閥精餾塔是煉油、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。浮閥塔板是對泡罩塔板的改進(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。飽和蒸汽產(chǎn)品采出塔底物料采出進(jìn)料精餾框架簡圖吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 4 -第第一一章章 設(shè)設(shè) 計(jì)計(jì) 方方 案案1.11.1 裝置流程的確定裝置流程的確定 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

12、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

13、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。1.21.2 操作壓力的選擇操作壓力的選擇 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

14、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，吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 5 -所以本實(shí)驗(yàn)在常壓下操作就可以。1.31.3 進(jìn)料狀況的選擇進(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。對于冷液進(jìn)料，當(dāng)組成一定時(shí)，流量一定對分離有利，節(jié)省加熱費(fèi)用。采用泡點(diǎn)進(jìn)料不僅對穩(wěn)定操作較為方便，且不受季節(jié)溫度影響。綜合考慮，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。1.41.4 加熱方式的選擇加熱方式的選擇 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

15、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)冷卻后送至儲罐。 1.51.5 回流比的選擇回流比的選擇 回流方式可分為重力回流和強(qiáng)制回流。對于小型塔，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

16、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 1.5 倍。吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 6 -第第二二章章 塔塔板板的的工工藝藝 的的計(jì)計(jì)算算2.12.1 主要基礎(chǔ)物性參數(shù)主要基礎(chǔ)物性參數(shù)表 21 苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量沸點(diǎn)臨界溫度臨界壓強(qiáng)苯 ac6h678.1180.1288.54833.2甲苯 bc6h5ch392.13110.6318.574107.7表 22 液相密度 kg/m3溫度8090100110120a815803.9792.5780.37

17、68.9b810800.2790.3780.3770.0 表 23 表面張力 mn/m溫度8090100110120a21.2720.0618.8517.6616.49b21.6920.5919.9418.4117.31表 24 粘度 lmpa吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 7 -溫度8090100110120a0.3080.2790.2550.2330.215b0.3110.2860.2640.2540.228 表 25 汽化熱 kj/kg溫度8090100110120a394.1386.9379.3371.5363.2b379.9373.8367.6361.2354.62.22.2 精餾塔

18、物料衡算精餾塔物料衡算加料量：f=80kmol/h 原料組成:xf=0.45 塔頂組成：xd=0.98 塔底組成:xw=0.03 總物料衡算 d+w=80 輕組分(苯)物料衡算 800.45=0.98d+0.03w 聯(lián)立兩式可解得 d=35.37kmol/h w=44.63kmol/h平均相對分子質(zhì)量:=78.110.45+92.141-0.45=85.83kmol fm=78.110.9892.14（1-0.98）=78.39kmol dm=78.110.03+92.141-0.03)=91.12kmolwm故質(zhì)量流量：= d=35.3778.39h=2772.6543hddm =w=44.

19、6391.72h=4093.4636hwwm =f=8085.83h=6866.40hffm質(zhì)量分率：=dx9765. 014.92211.789811.7898 同理可得： =0.0255wx =0.4095,fx吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 8 -2.32.3 各段理論塔板數(shù)的計(jì)算各段理論塔板數(shù)的計(jì)算2.3.12.3.1 相對揮發(fā)度的計(jì)算相對揮發(fā)度的計(jì)算表 2-6 常壓下苯-甲苯氣液平衡組成與溫度關(guān)系苯/%(mol 分率)苯/%(mol 分率)苯/%(mol 分率)液相氣相溫度/液相氣相溫度/液相氣相溫度/00110.639.761.895.280.391.484.48.821.2106

20、.148.971.092.190.395.782.320.050.098.670.085.386.8100.0100.080.2利用表中數(shù)據(jù)由插值法可求得 tf,td,tw 對于塔頂，xd=0.98 時(shí)，有： 得: td =80.6989581.21009580.281.2dt同理：對于進(jìn)料組成 xf=0.45 時(shí)，有： 得 tf =91.459.248.989.492.14548.992.1ft對于塔釜：xw=0.03，有： 得 tw=108.7903110.110.6 1606.80 18.wt苯甲苯的飽和蒸汽壓可用安托因方程求解，即：lg=a- 式中：t：物系溫度，單位： 0pbtc：飽

21、和蒸汽壓/kpa，0pa,b,c,antoine 常數(shù)，見如下表：組分abc苯(a)6.0231206.35220.24甲苯(b)6.0781343.94219.58即：苯-甲苯的安托因方程分別為：oaob1206.35lg6.032220.241343.94lg6.078219.58ptpt吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 9 -對于塔頂：，則：80.4dtoa1206.35lg6.032103.0480.6220.241343.94lg6.07839.9080.6219.58oaoobbppkpappkpa103.042.58239.90oaobpap頂同理塔底：，則：w109.07toa1

22、206.35lg6.032229.09109.07220.241343.94lg6.07897.50109.07219.58oaoobbppkpappkpa 229.092.35097.50oaobpap底相對揮發(fā)度2.582 2.3502.463maaa頂?shù)讖亩玫较嗥胶夥匠?x= (1)2.463 1.463yyyy2.3.22.3.2 最小回流比的計(jì)算最小回流比的計(jì)算最小回流比的確定：43. 11111minfdfdxxxxr操作回流比：r=1.5rmin=2.15 2.3.32.3.3 精餾塔氣液相負(fù)荷精餾塔氣液相負(fù)荷精餾段： l=rd=2.1535.37=76.05kmol/hv=(

23、r+1)d=(2.15+1)35.37=111.42kmol/h提餾段： 76.05+0.9980=155.25 kmol/hqfll111.42+(0.99-1)80=110.62 kmol/hfqvv) 1(吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 10 -2.3.42.3.4 操作線方程的確定操作線方程的確定精餾段操作線方程為： 12.150.980.680.31112.15 12.15 1dnnnnxryxxxrr提餾段操作線方程為：11.40.012wnnnwxlyxxvv2.3.52.3.5 精餾塔理論塔板的確定精餾塔理論塔板的確定由于塔頂是全凝器所以有10.98dyx1110.95212.

24、463 1.463yxy由精餾段操作線方程 y=0.68x+0.31 得 y2=0.9575由平衡線方程可得2220.952142.463 1.463yxy同理可算出如下值：334455667788991010110.9229;0.90140.8740;0.82940.8118;0.73790.7428;0.63650.6770;0.53980.6227;0.45980.5828;0.401290.5497;0.33130.4519;fyxyxyxyxyxyxyxxyxyx所以第塊為進(jìn)料板，以下交替使用提餾段操作線方程與相平衡方程：11121213131414151516160.25080.3

25、391;0.17240.2294;0.10780.1390;0.06150.0741;0.03150.0321;0.0133wyxyxyxyxyxx所以總理論板數(shù)為 16 塊（包含再沸器）精餾段理論板數(shù)為 8，第 9 塊為進(jìn)料板，提餾段理論板數(shù)為 8（含再沸器） 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 11 -2.3.2.3.6 6 板效率的計(jì)算：板效率的計(jì)算：對于進(jìn)料，=93.12，由安托因方程可得：ft1206.35lg6.032148.9493.12220.24ooaappkpa 1343.94lg6.07860.2693.12219.58oobbppkpa 148.942.47260.26oa

26、fobpap，2.582da 又2.350wa精餾段的平均相對揮發(fā)度12.5822.4722.52722dfaaa 提餾段的平均相對揮發(fā)度22.3502.4722.41122wfaaa又， 80.6dt109.07wt精餾段平均溫度：193.1280.686.8622fdttt提餾段平均溫度：293.12 109.07101.09522fwttt用內(nèi)插法求dfwttt、下苯，甲苯的粘度。dt=80.6 ，ft=93.12，wt=109.07=1t86.862dftt2101.0952wfttt=86.86 1tsmpall2881. 0,308. 08086.86308. 0279. 0809

27、0苯苯 0.2909mpas甲苯甲苯ll,308. 08086.86311. 0286. 08090=101.095 mpas2t2526. 0,233. 0110095.101233. 0255. 0110100l苯苯l 0.2629 mpas甲苯甲苯ll,254. 0110095.101254. 0264. 0110100吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 12 -精餾段：液相組成 10.7152dfxxx提餾段：液相組成 20.242wfxxx精餾段液相平均粘度：=+（1-）=0.2889 mpas 1苯l1x甲苯l1x提餾段液相平均粘度：=+（1-）=0.2604 mpas 2苯l2x甲苯

28、l2x2.3.72.3.7 實(shí)際板數(shù)的計(jì)算及全塔效率的計(jì)算實(shí)際板數(shù)的計(jì)算及全塔效率的計(jì)算塔板效率用奧康奈爾公式 0.2450.49 ()tel計(jì)算，其中：-塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度； l-塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度，mpas。精餾段 : 已知，=0.2889 mpas2.5271所以：=0.5293，,10.2450.49 (2.527 0.2889)te 塊精165293. 08enttpn提餾段 : 已知， mpas2.411 20.2604所以： =0.5492，,20.2450.49 (2.411 0.2604)te塊155492. 08enntt提p故全塔所需實(shí)際塔板數(shù)：

29、(包括再沸器)311516n提精pppnn全塔效率： %61.51%1003116nneptt實(shí)際進(jìn)料位置為第 16 塊板，實(shí)際塔板數(shù) n=31 塊。 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 13 -第第三三章章 精精餾餾塔塔主主要要工工藝藝尺尺寸寸的的設(shè)設(shè)計(jì)計(jì)3.13.1 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算3.1.13.1.1 操作操作壓力計(jì)算壓力計(jì)算塔頂壓強(qiáng) =101.325kpa，dp每層塔板壓降 p=0.7kpa，進(jìn)料板壓力 =101.325+160.7=112.525kpa，fp塔底壓力 =101.325+310.7=123.025kpawp精餾段平均操

30、作壓強(qiáng) pm=(101.325+112.525)/2=106.925kpa 提餾段平均操作壓強(qiáng) pm=(112.525+123.025)/2=117.775kpa 全塔平均操作壓力106.925 117.775112.352pkpa3.1.3.1.2 2 液相平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力計(jì)算依公式 lm=ii 計(jì)算表 3-1 液體表面張力 1溫度 t ，8090100110120a苯mn/m21.2720.0618.8517.6616.49b甲苯mn/m21.6920.5919.9418.4117.31用內(nèi)插法求dfwttt、下苯，甲苯的表面張力。dt=80.69080

31、80.680,21.624/20.5921.6921.69bdbdmn m吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 14 -908080.680,21.1974/20.0621.2721.27adadmn m 121.1974 0.9821.6241 0.9821.2059/ldmaddbddxxmn m ft=93.12，1009093.1290,20.4375/18.8520.0620.06afafmn m1009093.1290,20.7928/19.9420.5920.59bfbfmn m 120.4375 0.4520.79281 0.4520.6329/lfmaffbffxxmn mwt=

32、109.07，110 100109.07 100,19.9293/17.66 18.8518.85awawmn m110 100109.07 100,21.3277/18.41 19.9419.94bwbwmn m 119.9293 0.0321.32771 0.0321.2857/lwmawwbwwxxmn m精餾段液相平均表面張力: 1()/ 221.205920.6392 / 220.9194/lmldmlfmmn m提餾段液相平均表面張力：2()/ 220.632921.2857 / 220.9593/lmlfmlwmmn m3.1.33.1.3 熱量衡算熱量衡算加熱介質(zhì)的選擇選用飽和

33、水蒸氣，溫度 140，工程大氣壓為 3.9atm.原因：水蒸氣清潔易得，不易結(jié)垢，不腐蝕管道，飽和水蒸氣冷凝放熱值大，而水蒸氣壓力越高冷凝溫差越大，管程數(shù)相應(yīng)減小，但蒸汽壓力不宜過高。熱量衡算：由上面知道塔頂溫=80.6，=109.07，=93.12dtwtft由不同溫度下苯和甲苯的摩爾汽化熱公式：cp=a+bt+ct2吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 15 -查表得，對于苯，a=-1.71,b=0.32477,c=-0.00011058對于甲苯，a=2.41,b=0.391177,c=-0.00013065求得在、下的苯和甲苯的汽化熱（單位：） ，和分別代dtftwt/()kjkmol k1p

34、c2pc表苯和甲苯的汽化熱。td=80.6 199.43pc/()kjkmol k 2138.54pc/()kjkmol k =100.21 12(1)pdpdpdccxcx/()kjkmol k/()kjkmol ktw=109.07 1137.13pc/()kjkmol k2182.22pc/()kjkmol k =180.8712(1)pwpwpwccxcx/()kjkmol k=93.12 ft199.43pc/()kjkmol k 2138.54pc/()kjkmol k =120.9412(1)ppfpfccxcx/()kjkmol k=80.6 dt1393.776/rkjkg

35、2379.625/rkjkg 12(1)ddrrxrx =393.776 0.98379.625 (1 0.98) =393.49kj/kg 塔頂 12(1)dddmmxmx =78.11 0.9892.14(10.98) 78.39/kg kmol（1）0時(shí)塔頂氣體上升的焓vq塔頂以 0為基準(zhǔn)， dpdvdqv ctvm 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 16 - 111.42 100.21 80.6 111.42 393.49 78.39 4336756.883/kj h（2）回流液的焓rq此為泡點(diǎn)回流，據(jù)圖查得此時(shí)組成下的泡點(diǎn)，用內(nèi)插法求得回流液組成txydt下的=80.41,在此溫度下：

36、dt199.83pc/()kjkmol k2124.38pc/()kjkmol k12(1)ppdpdccxcx =99.83 0.98 124.38 (1 0.98) =100.32/()kjkmol k （3）76.05 100.32 80.41613474.9078/rprrql ctkj h塔頂餾出液的焓dq因餾出口與回流口組成一樣，所以100.32/()dpckjkmol k 35.37 100.32 80.6285994.463dddql cpt（4）冷凝器消耗的焓cq4336756.883613474.9078284994.4633438287.512/cvrdqqqqkj h

37、（5）進(jìn)料口的焓fq80 120.94 93.12900954.62/ffpfqf ctkj h（6）塔底殘留液的焓44.63 180.87 109.07880437.9189/wpwwqw ctkj h（7）再沸器（全塔范圍列衡算式）bq塔釜熱損失為，則10%0.9設(shè)再沸器損失能量損，損 q0.1bqbfcwdqqqqqq吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 17 -加熱器實(shí)際熱負(fù)荷 0.9bcwdfqqqqq3702765.27/kj h4114183.633/bqkj h表格 3-2 熱量衡算表項(xiàng)目 進(jìn)料 冷凝器 塔頂餾出液 塔底殘液 再沸器平均比熱kj/(kmol.k) 120.94 - 1

38、00.32 180.87 -熱量 kj/h 900954.624 3438287.512 285994.463 880437.9189 3702765.273.1.43.1.4 平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由,可知： 10.98dxy10.9521x 1110.98 78.111 0.9892.1478.39/vdmabmy mymkg kmol1110.9521 78.111 0.952192.1478.78/ldmabmx mxmkg kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由，可知：0.5737fy 0.45fx 10.5437 78.111 0.450392.14

39、84.43/vfmfafbmy mymkg kmol10.45 78.111 0.4592.1485.83/lfmfafbmx mxmkg kmol塔釜平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由,由相平衡方程得:0.03wx 0.0714wy 10.0714 78.111 0.071492.1491.14/vwmwawbmy mymkg kmol10.03 78.111 0.9792.1491.72/lwmwawbmx mxmkg kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 18 -78.3984.4381.41/2vmmkg kmol78.7885.8382.305/2lmmkg kmol提餾

40、段平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算84.4391.1487.785/2vmmkg kmol85.8391.7288.775/2lmmkg kmol3.1.53.1.5 平均密度平均密度計(jì)算計(jì)算氣相平均密度計(jì)算表 3-3 苯和甲苯的不同溫度下密度1溫度 t ，8090100110120l，苯3kg/m815803.9792.5780.3768.9,l甲苯3kg/m810800.2790.3780.3770.0已知混合液密度：1ablabaa。用內(nèi)插法求得苯，甲苯在ft,dt，wt溫度下的密度。dt=80.6 1180908080.6814.334815803.9815ll3/kg m2280908080.68

41、09.412810800.2810ll3/kg m1210.981 0.98814.235ddll3/kg m93.12ft 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 19 -111009093.1290800.342792.5803.9803.9ll3/kg m221009093.1290796.642790.3 800.2800.2ll3/kg m1210.451 0.45798.303ffll3/kg mwt=109.0711100 110100 109.07781.435792.5780.3792.5ll3/kg m22100 110100 109.07781.23790.3780.3790.3

42、ll3/kg m1210.031 0.03781.236wwll3/kg m所以精餾段:1806.2692fdl3/kg m提餾段2789.7702fwl3/kg m氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算,即精餾段 3106.925 81.412.91/8.31486.86273.15mvmvmmmkg mr提餾段3117.775 87.7853.32/8.314101.095273.15mvmvmmmkg mr （1）精餾段的氣液體積流率： 由精餾段的氣液負(fù)荷：v=111.42kmol/h, l=76.05kmol/h 可得： 33111.42 81.410.866/36003600 2.9

43、176.05 82.3050.002154/36003600 806.269vmlmmsvmmslmvvmsllms吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 20 -（2）提餾段的氣液體積流率： 由提餾段的氣液負(fù)荷：v=110.62kmol/h l=155.25kmol/h 可得 ： 33110.62 87.7850.801/36003600 3.32155.25 88.7750.004848/36003600 789.770vmlmmsvmmslmvvmsllms3.23.2 塔體工藝尺寸的計(jì)算塔體工藝尺寸的計(jì)算3.2.3.2.1 1 精餾塔塔徑的計(jì)算精餾塔塔徑的計(jì)算（1）精餾段塔徑 d 的計(jì)算選板間

44、距=0.40m，取板上液層高度 =0.06m ，故=0.34mthlhthlh 11220.002154 806.269()()0.0410.8662.91lvlsvs查化工原理課程設(shè)計(jì)得 ，c20=0.078依式校正到物系張力為 20.9194mn/m 時(shí)的 c：2 . 020)20(cc 0.20.220max20.9194()0.078 ()0.07872020806.2692.910.07871.3075/2.91llvvccucm s取安全系數(shù)為 0.70 = 0.70=1.30750.70=0.916m/s umaxu則精餾段塔徑 d=44 0.8661.103.14 0.916s

45、vmu 按標(biāo)準(zhǔn)塔經(jīng)圓整為 d=1.2m則精餾段塔截面積為 at=222(1.2)1.13144dm 實(shí)際空塔氣速為 u=0.8660.766/1.131stvm sa（2）提餾段塔徑 d 的計(jì)算：選板間距=0.40m，取板上液層高度 =0.06m ，故=0.34mthlhthlh吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 21 - 11220.004848 789.770()()0.09330.8013.32slvlvs查化工原理課程設(shè)計(jì)得 ，c20=0.072 依式校正到物系張力為 20.9593mn/m 時(shí)的 c：2 . 020)20(cc 0.20.220max20.9593()0.072 ()0.

46、07272020789.7703.320.07271.1189/3.32lccum s取安全系數(shù)為 0.70 = 0.70=1.11890.70=0.7832m/s umaxu提餾段塔徑 d=44 0.8011.143.14 0.7832svmu按標(biāo)準(zhǔn)塔經(jīng)圓整為 d=1.2m提餾段塔截面積為 at=222(1.2)1.13144dm實(shí)際空塔氣速為u= 0.8010.708/1.131m s3.2.23.2.2 精餾塔有效塔高的計(jì)算精餾塔有效塔高的計(jì)算（1）精餾段有效塔高的計(jì)算 z精=（n精-1） ht=(16-1) 0.40=6.0m （2）提餾段有效塔高的計(jì)算 z提（n提1） ht=(15-

47、1) 0.40=5.6m 選取進(jìn)料板上方、精餾段一處及提餾段一處各留一人孔且人孔高度 h=0.8m所以可知精餾塔有效塔高： z=z精+z提+3h=6+5.6+3*0.8=14m 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 22 -3.33.3 塔板工藝尺寸的計(jì)算塔板工藝尺寸的計(jì)算3.3.13.3.1 溢流裝置的設(shè)計(jì)溢流裝置的設(shè)計(jì)由精餾段塔徑 d=1.2m 則溢流裝置可采用單溢流，弓型降液管，平行受液盤及平直溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)計(jì)算如下：（1（溢流堰長 =0.70d=0.701.2=0.84mwl（2（出口堰高 h=h -hwlow式中 ：h 板上液層高，取 0.06ml h板上方液頭高度ow選用平行堰

48、，則堰上液頭高度可由下式計(jì)算： 3/2100084. 2whowlleh式中溢流收縮系數(shù) e 可近似取為 1對于精餾段：232.843600 0.0021541 ()0.01210000.84owhm 所以出口堰高：h=0.06-0.0012=0.048mw對于提餾段：232.843600 0.0048481 ()0.02110000.84owhm 出口堰高：h=0.06-0.021=0.039mw（3（降液管的寬度 wd與降液管的面積 af由 查圖得 wd/d=0.151，af/at=0.09470. 0dlw故 wd=0.1511.2=0.1812m af=0.0941.131=0.106

49、3m2（4（計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積,即精餾段： 0.1063 3600 0.4019.7450.002154 3600ftsahssl吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 23 -提餾段：0.1063 3600 0.408.7750.004848 3600ftsahssl 故降液管設(shè)計(jì)符合要求。（5（降液管底隙高度 h 的計(jì)算0取液體通過降液管底隙的流速，則降液管底隙高度 h 可依下式計(jì)算：smu/11. 000對于精餾段: 000.002154 36000.02336003600 0.84 0.11hwlhlu故有00.0480.0230.0230.012whhmm對于提餾段：

50、00.004848 36000.0233600 0.84 0.25hm所以可知降液底隙高度設(shè)計(jì)合乎要求，且選用凹形受液盤深度為 50mm。3.3.23.3.2 浮閥布置設(shè)計(jì)浮閥布置設(shè)計(jì)浮閥的形式很多，如 f1 型、十字架型、v-4 型、a 型、v-o 型等，目前應(yīng)用最廣泛的是 f1 型（相當(dāng)于國外 v-1 型） 。f1 型又分為重閥（代號為 z）和輕閥(代號為 q)兩種，分別由不同厚度薄板沖壓而成，前者重約 32 克，最為常用；后者阻力略小，操作穩(wěn)定性也略差，適用于處理量大并要求阻力小的系統(tǒng)，如減壓塔。v-4 型基本上和 f1 型相同，除采用輕閥外，其區(qū)別僅在于將塔板上的閥孔制成向下彎的文丘里

51、型以減小氣體通過閥孔阻力，主要用于減壓塔。兩種形式閥孔的直徑 d0均為 39mm。閥孔一般按正三角形排列，常用中心距有 75、100、125、150mm 等幾種，它又分為順排和錯(cuò)排兩種，通常認(rèn)為錯(cuò)排時(shí)兩相接觸情況較好，采用較多。對于大塔，當(dāng)采用分塊式結(jié)構(gòu)時(shí)，不便于錯(cuò)排，閥孔也可按等腰三角形排列。此時(shí)多固定底邊尺寸 b,例如 b 為70、75、80、90、100、110mm 等。如果塔內(nèi)氣相流量變化范圍大，可采用一排重閥一排輕閥方式相間排列，以提高塔的操作彈性。當(dāng)氣體流量已知時(shí)，由于閥孔直徑給定，因而塔板上浮閥的數(shù)目 n 即浮閥數(shù)就取決于閥孔的氣速,并可按下式求得：0u 2004svnd u 閥

52、孔的氣速常根據(jù)閥孔的動(dòng)能因子來確定。反映密度為的氣體0u00vfu0fv吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 24 -以速度通過閥孔時(shí)動(dòng)能的大小。綜合考慮對塔板效率、壓力降和生產(chǎn)能力等的影響，0u0f根據(jù)經(jīng)驗(yàn)可取=812，即閥孔剛?cè)_時(shí)比較適宜，由此可知適宜的閥孔氣速為0f 00vfu 板分塊因 d=1200mm800mm，故采用分塊塔板，以便通過人孔裝拆塔板。邊緣安定區(qū)寬度的確定取 ws =0.07m wc=0.050m浮閥數(shù)目，閥孔排列及塔板布置預(yù)選取發(fā)空功能因子 f0=12精餾段：0101127.03/2.91vfum s每層塔板上的浮閥數(shù)目22000.8661040.785 (0.039)7

53、.034svnd u個(gè) 222a2arcsin180pxx rxrr鼓泡面積 其中 r=d/2wc=1.2/20.05=0.55m x=d/2（wd+ws）=1.2/2（0.1812+0.07）=0.349m 222120.34920.3490.550.349)0.55sin)1800.550.71ppaam（）（）則計(jì)算得浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個(gè)橫排的孔心距 t=75mm 估算排列間距0.7191104 0.075aatmmnt若考慮到塔直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡面積，因此排列間距不宜采用 91mm，而應(yīng)小些，故取，按 t=75mm,

54、 65tmm以等腰三角形叉排作圖，排得浮閥數(shù) 120 個(gè)。65tmm按 n=120 個(gè)重新核算孔速和閥孔動(dòng)能因子0120.8666.04/0.0391204um s吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 25 - 閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在 913 之內(nèi)012.91 6.0410.30f塔板開孔率=010.766100%12.68%6.04uu提餾段：取閥孔動(dòng)能因子012f 0022126.59/3.32vfum s每層塔板上的浮閥數(shù)目2220020.8011020.785 (0.039)6.594svnd u個(gè)浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個(gè)橫排的孔心距 t=75mm 估算排列間距0.719

55、3102 0.075aatmmnt故取，按 t=75mm, 以等腰三角形叉排作圖，排得浮閥數(shù) 122 個(gè)。80tmm80tmm按 n=122 個(gè)重新核算孔速和閥孔動(dòng)能因子0220.8015.50/0.0391224um s 閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在 913 之內(nèi)013.325.5010.02f塔板開孔率=020.708100%12.87%5.50uu3.3.33.3.3 浮閥板流體力學(xué)驗(yàn)算浮閥板流體力學(xué)驗(yàn)算（1）氣相通過浮閥塔板的靜壓頭降 hhhhlcp精餾段：干板阻力 11.825173.15.85/2.91ocum s因?yàn)?11oocuu吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 26 - 2211

56、17.032.915.345.340.04922 9.8806.269ovcluhmg板上漏層阻力 即塔板上含氣液層靜壓頭降選充氣因數(shù) 0=0.5=0.50.06=0.03m1lh0lh液體表面張力造成的靜壓頭降對浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力阻力很小，計(jì)算時(shí)一般可以忽略。h所以氣體通過浮閥塔板的靜壓頭=0.049+0.03=0.079m111lcphhh換算成單板壓降 papaghplpp70021.6248 . 9269.806079. 0111提餾段：干板阻力 11.825273.15.44/3.32ocum s因?yàn)?22oocuu 2222226.593.325.345.340.05

57、22 9.8789.770ovcluhmg板上漏層阻力 即塔板上含氣液層靜壓頭降選充氣因數(shù) 0=0.5=0.50.06=0.03mlh0lh液體表面張力造成的靜壓頭降對浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力阻力很小，計(jì)算時(shí)一般可以忽略。h所以氣體通過浮閥塔板的靜壓頭=0.05+0.03=0.08m222lcphhh換算成單板壓降 papaghplpp70018.6198 . 9770.78908. 0222（二）淹塔防止淹塔現(xiàn)象發(fā)生，要求控制降液管中的清液層高度()dtwhhh dpldhhhh1.精餾段 單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)于液柱， 110.079phm液體通過降液管的靜壓頭降dh吉林化工學(xué)

58、院化工原理課程設(shè)計(jì)- 27 -因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式20153. 0hllhwsd式中00.002154 ,0.84 ,0.028swlm lm hm20.0021540.1530.00130.84 0.028dhm 板上液層高度：hl=0.06m,10.0790.00130.060.14030.5,0.40 ,0.048dtwhmhm hm取已選定 ()0.5 (0.400.048)0.224twhhm從而可知，符合防止淹塔的要求。)(wtdhhh（2）提餾段： 單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)于液柱120.08phm液體通過降液管的靜壓頭降dh因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式20153. 0hllhw

59、sd式中00.004848 ,0.84 ,0.028swlm lm hm20.0048480.1530.00650.84 0.028dhm 板上液層高度：hl=0.06m20.080.00650.060.14650.5,0.40 ,0.038dtwhmhm hm取已選定 ()0.5 (0.400.039)0.22twhhm從而可知，符合防止液泛的要求)(wtdhhh（三）霧沫夾帶量計(jì)算ve精餾段：吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)- 28 -判斷霧沫夾帶量是否在小于 10%的合理范圍內(nèi)，是通過計(jì)算泛點(diǎn)率 f1來完成的。泛點(diǎn)率ve%10036. 11pflsglgsakczlvf塔板上液體流程長度21

60、.22 0.18120.8376lzdwdm 塔板上液流面積221.131 2 0.10630.9184ptfaaam 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=0.129,將以上數(shù)值 分別代入上式，得泛點(diǎn)率 f1為12.910.8661.36 0.002154 0.8376806.2692.91100%46.06%1 0.129 0.9184f為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，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800mm,故裙座壁厚取 16mm。d基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑： =(1200+2