化工原理課程設(shè)計(jì)苯甲苯精餾塔的設(shè)計(jì)

1、設(shè)計(jì)題目 學(xué)生姓名 指導(dǎo)老師 學(xué) 院 專業(yè)班級 完成時(shí)間大慶師范學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)說明書苯-甲苯精餾塔的設(shè)計(jì) 化學(xué)化工學(xué)院化工2班2010年7月6日大慶師范學(xué)院本科學(xué)生化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書設(shè)計(jì)題目 苯-甲苯精餾塔的設(shè)計(jì)系（院）、專業(yè)、年級 化學(xué)化工學(xué)院 化學(xué)工程與工藝 07化工二班學(xué)生姓名 學(xué)號 200701030639指導(dǎo)教師姓名 下發(fā)日期2010年6月21日任務(wù)起止日期：2010年6月21日 至 2010年 7月 2 日設(shè)計(jì)條件：1、處理量：25000 （噸/年）2、料液濃度（wt%）： 453、產(chǎn)品濃度（wt%）： 964、 易揮發(fā)組分回收率：985、 每年實(shí)際生產(chǎn)時(shí)間（小時(shí) /年）

2、:72006、回流比：2.0操作條件：1、塔頂壓強(qiáng)：6Kpa （表壓）2、進(jìn)料熱狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料、飽和蒸汽進(jìn)料3、單板壓降不大于0.7Kpa4、廠址：大慶地區(qū)設(shè)計(jì)任務(wù)：完成精餾塔的工藝設(shè)計(jì)，有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)和選型，繪制塔板負(fù)荷性能圖、精餾塔系 統(tǒng)工藝流程圖，編寫設(shè)計(jì)說明書。任務(wù)下達(dá)人（簽字）教研室主任：年月日任務(wù)接受人（簽字）化工原理課程設(shè)計(jì)成績評定表評定基元評審要素評審內(nèi)涵滿分指導(dǎo)教師實(shí)評分評閱教師實(shí)評分設(shè)計(jì)說明書40%格式規(guī)范設(shè)計(jì)說明書是否符 合規(guī)定的格式要求5內(nèi)容完整設(shè)計(jì)說明書是否包 含所有規(guī)定的內(nèi)容5設(shè)計(jì)方案方案是否合理及符 合選定題目的要求10工藝計(jì)算 過 程工藝計(jì)算過程是否 正確、

3、完整和規(guī)范20設(shè)計(jì)圖紙40%圖紙規(guī)范圖紙是否符合規(guī)范5標(biāo)注清晰標(biāo)注是否清晰明了5與設(shè)計(jì)吻合圖紙是否與設(shè)計(jì)計(jì) 算的結(jié)果完全一致10圖紙質(zhì)量設(shè)計(jì)圖紙的整體質(zhì) 量的全面評價(jià)20平時(shí)成績10%上課出勤上課出勤考核5制圖出勤制圖出勤考核5答辯成績10%內(nèi)容表述答辯表述是否清楚5回答問題回答冋題是否正確5合計(jì)100綜合成績成績等級指導(dǎo)教師評閱教師答辯小組負(fù)責(zé)人(簽名)(簽名)(簽名)年 月曰年 月曰年 月曰說明:評定成績分為優(yōu)秀(90-100),良好(80-89),中等(70-79),及格(60-69)和不及格(<60)。目錄第一節(jié) 設(shè)計(jì)概述 11.1 精餾操作對塔設(shè)備的要求 11.2 板式塔類型

4、11.2.1 篩板塔 11.2.2 浮閥塔 11.3 精餾塔的設(shè)計(jì)步驟 2第二節(jié) 設(shè)計(jì)方案的確定 32.1 操作條件的確定 32.1.1 操作壓力 32.1.2 進(jìn)料狀態(tài) 32.1.3加熱方式 32.1.4 冷卻劑與出口溫度 32.1.5熱能的利用 32.2 確定設(shè)計(jì)方案的原則 42.2.1 滿足工藝和操作的要求 42.2.2 滿足經(jīng)濟(jì)上的要求 42.2.3 保證安全生產(chǎn) 4第三節(jié) 精餾塔的物料衡算 53.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 53.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 53.3 物料衡算 5第四節(jié) 塔板數(shù)的確定 74.1 理論版層數(shù) NT 的求取 74.2 實(shí)際板層數(shù)的求

5、取 8第五節(jié) 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算 95.1 操作壓力的計(jì)算 95.2 操作溫度計(jì)算 95.3 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 105.4 平均密度計(jì)算 115.4.1 精餾段氣、液相平均密度計(jì)算 115.4.2 提餾段氣、液相平均密度計(jì)算 125.5 液體平均表面張力計(jì)算 125.6 液體平均粘度計(jì)算 13第六節(jié) 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 166.1 塔徑的計(jì)算 166.2 精餾塔有效高度的計(jì)算 17第七節(jié) 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 197.1 溢流裝置計(jì)算 197.1.1 堰長 lW 197.1.2 溢流堰高度 hW 197.1.3 弓形降液管寬度 Wd 和截面積 A f 207.1.4 降液管底隙

6、高度 h0 207.2 塔板布置 217.2.1 塔板的分塊 217.2.2 邊緣區(qū)寬度確定 217.2.3 開孔區(qū)面積計(jì)算 217.2.4 篩孔計(jì)算及其排列 22第八節(jié) 篩板流體力學(xué)驗(yàn)算 238.1 塔板壓降 248.1.1干板阻力hc計(jì)算248.1.2氣體通過液層的阻力hl計(jì)算248.1.3液體表面張力的阻力h計(jì)算258.2 液面落差 258.3 液沫夾帶 258.4 漏液 268.5 液泛 27第九節(jié) 塔板負(fù)荷性能圖 289.1 漏液線 289.2 液沫夾帶線 299.3 液相負(fù)荷下限線 319.4 液相負(fù)荷上限線 319.5 液泛線 32設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表 36參考文獻(xiàn) 38設(shè)計(jì)評述及后記

7、 39第一節(jié) 設(shè)計(jì)概述1.1 精餾操作對塔設(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1.2 板式塔類型氣液傳質(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。板式塔為逐級接觸型氣液傳質(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、

8、舌形塔、浮動舌 形塔和浮動噴射塔等多種。1.2.1 篩板塔篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有：（1）結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的 60，為浮閥塔的 80左右。 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加 1015%。（3）塔板效率高，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。篩板塔的缺點(diǎn)是：1）塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。2）操作彈性較小 （約 2 3）。3）小孔篩板容易堵塞。1.2.2 浮閥塔浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的， 它主要的改進(jìn)是取消了升氣管和泡 罩，在塔板開孔上設(shè)有浮動的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動，自行

9、調(diào)節(jié)， 使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。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)： 浮閥塔板的優(yōu)點(diǎn) 是結(jié)構(gòu)簡單、造價(jià)低，生產(chǎn)能力大，操作彈性大，塔板效率較高。其缺點(diǎn)是處理 易結(jié)焦、高粘度的物料時(shí)， 閥片易與塔板粘結(jié)； 在操作過程中有時(shí)會發(fā)生閥片脫 落或卡死等現(xiàn)象，使塔板效率和操作彈性下降。1.3 精餾塔的設(shè)計(jì)步驟本設(shè)計(jì)按以下幾個(gè)階段進(jìn)行：(1) 設(shè)計(jì)方案確定和說明。根據(jù)給定任務(wù)，對精餾裝置的流程、操作條件、 主要設(shè)備型式及其材質(zhì)的選取等進(jìn)行論述。(2) 蒸餾塔的工藝計(jì)算，確定塔高和塔徑。(3) 塔板設(shè)計(jì)：計(jì)算塔板各主要工藝尺寸，進(jìn)行流體力學(xué)校核計(jì)算。接管尺 寸、泵等，并畫出塔的操作性能圖

10、。(4) 管路及附屬設(shè)備的計(jì)算與選型，如再沸器、冷凝器。(5) 抄寫說明書。(6) 繪制精餾裝置工藝流程圖和精餾塔的設(shè)備圖。第二節(jié) 設(shè)計(jì)方案的確定2.1 操作條件的確定確定設(shè)計(jì)方案是指確定整個(gè)精餾裝置的流程、 各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和某些操 作指標(biāo)。例如組分的分離順序、塔設(shè)備的型式、操作壓力、進(jìn)料熱狀態(tài)、塔頂蒸 汽的冷凝方式、 余熱利用方案以及安全、 調(diào)節(jié)機(jī)構(gòu)和測量控制儀表的設(shè)置等。 下 面結(jié)合課程設(shè)計(jì)的需要，對某些問題作些闡述。2.1.1 操作壓力蒸餾操作通?？稍诔?、 加壓和減壓下進(jìn)行。 確定操作壓力時(shí)， 必須根據(jù)所 處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性進(jìn)行考慮。2.1.2 進(jìn)料

11、狀態(tài)進(jìn)料狀態(tài)與塔板數(shù)、 塔徑、回流量及塔的熱負(fù)荷都有密切的聯(lián)系。 在實(shí)際的 生產(chǎn)中進(jìn)料狀態(tài)有多種， 但一般都將料液預(yù)熱到泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)才送入塔中， 這 主要是由于此時(shí)塔的操作比較容易控制， 不致受季節(jié)氣溫的影響。 此外，在泡點(diǎn) 進(jìn)料時(shí)，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計(jì)和制造上提供了方便。2.1.3 加熱方式蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱， 設(shè)置再沸器。 有時(shí)也可采用直接 蒸汽加熱。若塔底產(chǎn)物近于純水，而且在濃度稀薄時(shí)溶液的相對揮發(fā)度較大（如酒精與水的混合液 ）2.1.4 冷卻劑與出口溫度冷卻劑的選擇由塔頂蒸汽溫度決定。 如果塔頂蒸汽溫度低， 可選用冷凍鹽水 或深井水作冷卻劑。如果能用常溫

12、水作冷卻劑，是最經(jīng)濟(jì)的。2.1.5 熱能的利用精餾過程是組分反復(fù)汽化和反復(fù)冷凝的過程， 耗能較多，如何節(jié)約和合理地 利用精餾過程本身的熱能是十分重要的。2.2 確定設(shè)計(jì)方案的原則確定設(shè)計(jì)方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學(xué)技術(shù)上的最新成 就，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)上最先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、 低消耗的原則。2.2.1 滿足工藝和操作的要求所設(shè)計(jì)出來的流程和設(shè)備， 首先必須保證產(chǎn)品達(dá)到任務(wù)規(guī)定的要求， 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。2.2.2 滿足經(jīng)濟(jì)上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗， 減少設(shè)備及基建

13、費(fèi)用。 如前所述在蒸餾過程中如 能適當(dāng)?shù)乩盟敗?塔底的廢熱， 就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水， 也能減少電能 消耗。2.2.3 保證安全生產(chǎn)例如酒精屬易燃物料， 不能讓其蒸汽彌漫車間， 也不能使用容易發(fā)生火花的 設(shè)備。又如， 塔是指定在常壓下操作的， 塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空， 都 會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。第三節(jié)精餾塔的物料衡算3.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量MA=78.11kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量M B=92.13kg/kmol(3-1)0-45 78-11 =0.4910.45 78.110.55 92.13XD =0.97 78.110.97 78.

14、110.03 92.13=0.974根據(jù)物料衡算F=D+WFxf=Dxd+WxwD XdFXf100%(3-3)與(3-4)兩方程兩邊各除以F得D W1 =F FDWXF=XdXwF F(3-2)(3-3)(3-4)(3-5)(3-6)(3-7)解得 Xw =0.0193.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量Mf=0.491 78.11+(1-0.491)92.13=85.25 kg/kmolMd=0.967 78.11+(1-0.967)92.13=78.47kg/kmolMw=0.019 78.11+(1-0.019) 92.13=91.86 kg/kmol3.3物料衡算原料處理量F=3

15、15 10=57.02kmol/h7200 85.25根據(jù)(3-3)(3-4)式有 57.02=D+W57.02 0.491=D 0.97+W 0.01(3-8)(3-9)3-8）（3-9）聯(lián)立解得 D=28.17kmol/hW=28.85kmol/h第四節(jié)塔板數(shù)的確定4.1理論版層數(shù)山的求取苯一甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。1）由手冊查的苯一甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出Xy圖表4-1苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)X8.820.030.039.748.959.270.080.390.395.0100y21.237.050.061.871.078.985.391.495.797.9100

16、2）求最小回流比及操作回流比采用解析法求最小回流比。由于是泡點(diǎn)進(jìn)料，所以q=1,根據(jù)本-甲苯的溫度-飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)求的平均相對揮發(fā)度xF =0.491xD =0.971故最小回流比為XDRmin =yqXq = 0.966 xq 0.7010.7010.491=1.262取操作回流比為R=2Rmin=2 1.262=2.5243) 求精餾塔的氣、液相負(fù)荷L=RD=2.524 20.289=51.206kmol/hV=(R+1)D=(2.524+1) 20.289 =71.5kmol/hL'=L+F=51.206+40.732=91.938 kmol/hV '=V =71.5km

17、ol/h4）求操作線方程精餾段操作線方程為Xd = 2.524R 12.524 12.524 1=0.716x+0.28'L'y = xV'W91.938Xw=xV' 71.5提餾段操作線方程為20430.02=1.286x'0.00671.55）圖解法求理論板層數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖4-1所示。求解結(jié)果為總理論板層數(shù) Nt=11（包括再沸塔）進(jìn)料板位置Nf=64.2實(shí)際板層數(shù)的求取精餾段實(shí)際板層數(shù)N精=5/0.52 =9.8 10提餾段實(shí)際板層數(shù)N提=7/0.52=11.53 12第五節(jié)塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算5.1操作壓力的計(jì)算塔頂操作壓力

18、PD =101.3+6=107.3 kPa每層塔板壓降P=0.7 kPa進(jìn)料板壓力FF =107.3+0.7 10=114.3 kPa精餾段平均壓力Pm =(107.3+114.3)/2=110.8 kPa塔底操作壓力Pw =114.3+0.7 12=124.1 kPa 122.7提餾段平均壓力Pm =(114.3+122.7)/2=118.5 kPa全塔平均壓力Pm=( 107.3+114.3+122.7)/3=114.767kPa5.2操作溫度計(jì)算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度， 其中苯、甲苯的飽 和蒸汽壓由安托因方程計(jì)算。ln PA：=A 旦=6.9419T+C2769

19、.4282.67273.15 53.26即 P =109.548 kPaln PB、= A'BT+C=7.05803076.6582.67273.15 54.65即 PB： =42.525 kPaXa =P - PB'Pc-Pb；當(dāng) P = Pd =107.3 kPa 時(shí),Xa =107.3 42.525109.54845.525=0.966= xD假設(shè)溫度成立表5-1苯、甲苯的安托因常數(shù)物質(zhì)常數(shù)溫度范圍/KABCTminTmax苯6.94192769.42-53.26300400甲苯7.05803076.65-54.65330430假設(shè) tD=82.67C即塔頂溫度tD=82

20、.67°C同理假設(shè)進(jìn)料板溫度tF=96.55°Cb2769 42“In Pc =A =6.9419 : 即 Pa =163.67 kPaT+C96.55 273.15 53.26B3076.65ln FB = A =7.0580 即 PB=66.697 kPaT+C96.55273.1554.65當(dāng) P =片=114.3 kPa時(shí)，xA= 114.3 66.697 =0.49仁 xF假設(shè)溫度成立163.6766.697即進(jìn)料板溫度tF =96.55C精餾段平均溫度tm =(82.67+96.55)/2=89.61 C塔底溫度tw=112.9C提餾段平均溫度 tm'=

21、 (96.55+112.9) /2=104.725C全塔平均溫度 tm =(82.67+96.55+112.9 /3=97.373C5.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由XD=y1=0.966查平衡曲線得X1=0.916MVDm =0.966 78.11+(1 0.966)92.13=78.586 kg/kmolMLDm =0.916 78.11+(1 0.916)92.13=79.288kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由圖解理論板，得yF =0.628查平衡曲線，得Xf =0.41M VFm =0.628 78.11+(1 0.628)92.13=83.325kg/kmolM LF

22、m =0.4178.11+(1 0.41)92.13=86.382kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量MVm= (78.71+84.73) /2=81.72 kg /kmolM Lm = (78.85+87.74) /2=83.80 kg / kmol塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算查平衡曲線，得X12 =0.02 y12=0.059M VFm =0.059 78.11+(1 0.059) 92.13=91.30永g/kmolM LWm =0.02 78.11+(1 0.02) 92.13=91.85kg / kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量M Vm =(83.325+91.302)/2=87.314 kg / k

23、molM Lm =(86.382+91.85)/2=89.116 kg / kmol物質(zhì)的特性80 C90 C100C110C120 C苯的密度（kg/m3）814805791778763甲苯的密度（kg/m3）809801791780768苯的粘度（mPa s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯的粘度（mPa s）0.3110.2860.2640.2540.228苯的表面張力（mN/m ）21.220.018.817.516.2甲苯的表面張力（mN/m ）21.720.619.518.417.3表5-2苯、甲苯的物性數(shù)據(jù)5.4平均密度計(jì)算5.4.1精餾段氣、液相平均密度計(jì)

24、算1）氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即VmPmM VmRTm1108 80.9563= 8.314 (8961 27315>=2.974kg/m2）液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即1/ Lm = a" i 塔頂液相平均密度的計(jì)算 由tD =82.67C,查手冊得a =812.764 kg/m3B=807.292kg/m3(5-1)LDm1= 0.96 812.7640.04 807.2923=812.348kg/m3進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由tF =96.55C,查手冊得3a =812.649kg/m3B =793.49 kg/m3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率=0.

25、3710.41 78.110.41 78.11 0.59 92.13LFm=1= 0.371 812.6490.629 793.49=800.512 kg/m3精餾段液相平均密度為Lm= (812.384+800.512) /2=806.448kg/m35.4.2提餾段氣、液相平均密度計(jì)算1)氣相平均密度計(jì)算VmPm M VmRTm118.5 91.3028.314 (104.725273.15)=3.22 kg/m32)液相平均密度計(jì)算 塔底液相平均密度計(jì)算由 tw=112.9C,查得a =773.65 kg/m3b =776.52 kg/m3塔底液相的質(zhì)量分率0.02 78.11A =0.

26、02 78.110.98 92.130.017LWm10.017 773.65 0.983 776.523776.398 kg/m3提餾段液相平均密度為Lm =(776.398+800.512)/2=788.455 kg/m?5.5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Lm = xi i塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由tD =82.67C,查手冊得A=20.912mN/mB =21.412mN/m(5-2)LDm =0.966 20.912+(1 0.966)21.412=20.928mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由tF 96.55C,查手冊得A =19.219mN/mB=19

27、. 884 mN/mLFm 0.41 19.219+(1-0.41) 19.884=19.611 mN/m 精餾段液相平均表面張力為Lm=(20.928+19.611)/2=20.27 mN/m 塔底液相平均表面張力的計(jì)算由tw112.9C查得A =17.123 mN/mB =18.081 mN/mLMw 0.02 17.123+0.98 18.081=18.062 mN/m 提餾段液相平均表面張力為Lm =(19.611+18.062)/2=18.837 mN/m5.6 液體平均粘度計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算，即lg Lmxi lg i(5-3) 塔頂液相平均粘度的計(jì)算由tD =82.67C

28、,查手冊得A =0.300mPa s B =0.304mPa slg LDm =0.966lg(0.300) +0.034lg(0.304)解出 LDm =0.300mPa s 進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算由tF =96.55C,查手冊得A =0.263mPa s B=0.272mPa slg LFm =0.4lg (0.263) +(10.41)lg(0.272)解出 LFm =0.268mPa s精餾段液相平均表面張力為Lm =(0.300+0.268)/2=0.284mPa s 塔底液相平均粘度的計(jì)算由 tw=112.9C,查得a =0.228mPa sb =0.246mPa sIg Lwm

29、 =0.02lg (0.228)+0.98lg (0.246) 解出 LWm =0.246 mPa s提餾段液相平均粘度為Lm =(0.246+0.268)/2=0.257mPa s表5-3不同塔板的操作參數(shù)和物性數(shù)據(jù)參數(shù) 塔板 位置壓力(kPa)操作溫度(C)平均摩爾質(zhì)量(kg/kmol)平均密度(kg/m 3)液體 表面張力(mN/m)液體平均粘度(mPa - s)組成氣相液相氣相液相液相液相塔頂107.382.8578.7179.61811.2120.880.3000.957進(jìn)料板114.398.1083.7086.63793.219.440.2650.440塔底124.8117.009

30、1.7491.92771.5417.610.2360.024精餾段平均110.890.4881.2183.122.98802.120.160.283提餾段平均119.55107.587.7289.283.47783.218.530.251第六節(jié)精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算6.1塔徑的計(jì)算精餾段的氣、液相體積流率為VM VM .81.9780.643600 VM36002.93LM LM= 53.8082.533600 LM3600806.2氣、液相體積流率為V'M'vm= 81.987.623600 'vm=36003.3L'M'lm110.82 88.91

31、3600 ' lm一 3600784.80.00153 m3/s0.602 m3/sVsLS0.627 m3/s30.00349 m3/s因是泡點(diǎn)進(jìn)料，提餾段的液相體積流率大于氣相體積流率，所以用提餾段計(jì)算。精餾段：由Umax(6-1)0.2式中由C C20 2L計(jì)算，其中的C20由圖查得，圖的橫坐標(biāo)為/2 12Lh L 0.00153 3600 806.2L =0.04Vh V 0.627 36002.93取板間距HT=0.35m,板上液層高度hL=0.06m,則HT - hL =0.35 0.06=0.29m查圖 C20 =0.062C20L0.2=0.07221.340.2=0.

32、063Umax =0.063806.2 2.932.931.04 m/s取安全系數(shù)為0.6,則空塔氣速為DI 4 0.627V 0.0.624u=0.6 um ax =0.6 1.04=0.624 m/s1.131 m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.2塔截面積A -D22 21.21.131m44實(shí)際空塔氣速u0.6270 554m/s1.131"6.2精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為Z 精N 精 1 Ht 12 1 0.35 3.85提餾段有效高度為Z 提N 提 1 Ht 13 1 0.35 4.2在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.8m故精餾塔的有效高度為Z= Z 精 + Z 提+0

33、.8=3.6+4.4+0.8=8.8 m 提餾段：max=C0.2式中由C C20計(jì)算,其中的C20由圖查得，圖的橫坐標(biāo)為200.5Lh L0.00153 784.8 門“0.89VhV0.6023.3取板間距HT=0.35m，板上液層高度hL=0.06m,則Ht - hL =0.35 0.06=0.29m查圖 C20 =0.0280.219 72C C20L 0.0580.05820 20max784.8 3.33.30.89取安全系數(shù)為0.6,則空塔氣速為u=0.6umax=0.6 0.89=0.0.534 m/sD2VsV u4 0.6020.5341.198m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.

34、2m塔截面積AtD21.22 1.131m244實(shí)際空塔氣速u 四2 0.0.532m/s1.131第七節(jié)塔板主要工藝尺寸的計(jì)算7.1溢流裝置計(jì)算7.1.1 堰長 lw精餾段：因塔徑D=1.2m，可選用單溢流弓形降液管。各項(xiàng)計(jì)算如下:取 lW 0.73D0.73 1.20.876m提餾段：因塔徑D=1.2m，可選用單溢流弓形降液管。各項(xiàng)計(jì)算如下:取 lW 0.73D0.73 1.20.876m7.1.2溢流堰高度hw精餾段：(7-1)(7-2)由 hw hL how選用平直堰，堰上液層高度how 2.84 e 51000 lw近似取E=1，則h 2.84 _ LhhOW_1000lw230.0

35、015310000.8763600 0.01m取板上清液層高度hL =0.06m故 hw =0.06 0.01=0.0 m提餾段:hW = hL hcW選用平直堰,堰上液層高度"誥_L軌Lhlw(7-3)(7-4)近似取E=1，則hOW2.84 _ 51000 Iw型10.003490.8760.017m取板上清液層高度hL =0.06m故 hw =0.06 0.017=0.043m7.1.3弓形降液管寬度 視和截面積A f精餾段：由 lw =0.73DA查圖得 =0.0722AWdD=0.124故 Af =0.0722at =0.07220.785=0.115用Wd =0.124D

36、 =0.124 1.0=0.19m液體在降液管中停留時(shí)間3600Af H t= 3600 0.56 0.4=0.0015 3600=14.933>5s故降液管設(shè)計(jì)合理。提餾段：由=0.66DA查圖得 =0.0722AtWd =0.124故 Af =0.0722at =0.07220.785=m2Wd =0.124D =0.124 1.0=0.124m液體在降液管中停留時(shí)間3600AfH t 3600 0.056 0.40 .=7.821>5sLh0.0029 3600故降液管設(shè)計(jì)合理。7.1.4降液管底隙高度h0精餾段:Lh36001 wuo(7-5)取 U0 =0.08m/s則h

37、o =0.0015 36003600 0.66 0.08=0.028mhw ho =0.0480.028=0.02 m >0.006 m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選凹形受液盤，深度hw =50mm提餾段：h0 =36OOIwU0取 U0 =0.08m/s0.0029 3600則 h0 =0.055m3600 0.66 0.08hw h0 =0.062 0.055=0.007 m >0.006 m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選凹形受液盤，深度hw =50mm7.2塔板布置7.2.1塔板的分塊精餾段：因D=800伽，故塔板采用分塊式。查表得，塔板分為3塊提餾段：因D=800伽，故塔板采用

38、分塊式。查表得，塔板分為3塊7.2.2邊緣區(qū)寬度確定精餾段：取WS=WS =0.065m，Wc=0.035m。提餾段：取WS=WS =0.065m，Wc=0.035m。7.2.3開孔區(qū)面積計(jì)算精餾段：開孔區(qū)面積Aa按式計(jì)算，即 2(7-6)Aa =2 X r2 x2r sin 必180 r其中D1.0x= (Wd Ws)=(0.124 0.065)=0.311mr D Wc = U 0.035=0.465 m2 2故 Aa=2 0.311 0.46520.311220.465. i 0.311sin -1800.465=0.532 m2提餾段：開孔區(qū)面積Aa按式計(jì)算，即222 r .1 xAa

39、 =2 x r xsin -180 r其中D1.0x=(Wd Ws)=(0.124 0.065)=0.311mr D Wc =1:0 0.035=0.465 m2 22故 Aa=2 0.311 0.4652 0.31120.465 sin 1 0311 =0.532 m21800.4657.2.4篩孔計(jì)算及其排列精餾段：由于所處理的物系無腐蝕性，可選用3mm碳鋼板，取篩孔直徑d°=5mm= 10.07 m/sUg篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為1.155Aa1.155 0.532_ _«一 2731個(gè)n=t20.0152開孔率為0.907 %220.9070.00510.

40、1%t0.015t 3do=3 5=15mm篩孔數(shù)目n為氣體通過閥孔的氣速為0.5410.101 0.532提餾段:由于所處理的物系無腐蝕性，可選用3 mm碳鋼板，取篩孔直徑do=5mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為t 3do=3 5=15mm篩孔數(shù)目n為1.155Aa 1.155 0.532人n=22731個(gè)t20.015開孔率為2 2do0.0050.90700.90710.1%t0.015氣體通過閥孔的氣速為U00.5390.101 0.532=10.03 m/s第八節(jié)篩板流體力學(xué)驗(yàn)算8.1塔板壓降8.1.1干板阻力hc計(jì)算精餾段：干板阻力he由公式計(jì)算2(8-1)0.032 m液

41、柱he 0.051 也 C0L由 d。/5/3 1.67 ,Co=O.7722故he 0.051 衛(wèi)0729乞0.772806.448提餾段：干板阻力he由公式計(jì)算2U°vhe 0.0510C0L由 d0 /5/3 1.67 ,C°=0.772210.033.22故he 0.0510.0352 m 液柱0.772788.4558.1.2氣體通過液層的阻力h1計(jì)算精餾段:氣體通過液層的阻力h1 hL(8-2)UaVsAtAf05410.743m/s0.785 0.0567F。0.743 2.974 1.281 kg12/(s.m12)查表得0.613。故 h1(hL hew)

42、提餾段：0.613(0.0480.012)0.0368 m 液柱氣體通過液層的阻力h1hLUaVsAtAf05390.74m/s0.785 0.0567F00.74.3.22 1.328 kg12/(s.m12)查表得 0.61。故 hi(hL hew)0.61(0.062 0.018) 0.049 m 液柱8.1.3液體表面張力的阻力h計(jì)算精餾段:液體表面張力的阻力h計(jì)算，即4 LLgd。4 20.27 10806.448 9.81 0.0050.002 m液柱(8-3)氣體通過每層塔板的液柱高度hp=hc h1 hhp=0.032+0.0368+0.002=0.071m 液柱氣體通過每層塔

43、板的壓降為Pp hp Lg =0.071 806.448 9.81=561.7Pa<0.7 kPa設(shè)計(jì)允許值) 提餾段：液體表面張力的阻力h計(jì)算，即4 LLgd。4 18.837 10788.455 9.81 0.0050.0019m 液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hp=hc h1 hhp =0.0352+0.049+0.0019=0.0861m 液柱氣體通過每層塔板的壓降為Pp hp Lg =0.0861788.455 9.8仁665.96Pa<0.7 kPa設(shè)計(jì)允許值)8.2液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)塔徑和液流量均不大， 故可忽略液面 落差的影響。8.3液沫夾帶

44、精餾段:液沫夾帶量ev5.7 10Ht3.2Uahf(8-4)hf 2.5hL =2.50.06=0.15m故 e 5.7 10 ：20.27 10 3 0.4故在本設(shè)計(jì)中液體夾帶量e在允許范圍內(nèi)。提餾段：液沫夾帶量ev5.7 10 63.2UaHt hfhf 2.5hL=2.50.08=0.2m故 e 5.7 10 6 318.837 10 33.20.740.4 0.20.02 kg 液/kg 氣<0.1kg 液/kg 氣故在本設(shè)計(jì)中液體夾帶量 耳在允許范圍內(nèi)。8.4漏液精餾段:對篩板塔，漏液點(diǎn)氣速Uomin J4.4C0. (0.0056 0.13hL h ) L / v(8-5)

45、3.20.150.7430.0092 kg 液/kg 氣<0.1kg 液/kg 氣4.4 0.772 (0.0056 0.13 0.06 0.002)806.448/2.9745.972 m/s實(shí)際孔速 Uo =10.07 m/s >Uo,min 穩(wěn)定系數(shù)為K旦 10071.69 >1.5u0, min5.972故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。提餾段：對篩板塔，漏液點(diǎn)氣速 Uo,min4.4C/(0.0056 0.13hL h ) l/ v4.4 0.772 , (0.00560.13一0.080.0019)788.455/3.22 6.312 m/s實(shí)際孔速 U0 =10.03 m

46、/s >Uo,min穩(wěn)定系數(shù)為K旦10坐1.6 >1.5u0, min6.312故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液8.5 液泛精餾段： 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高 Hd 應(yīng)服從Hd(HT hw )(8-6)苯 甲苯物系屬一般物系，取0.5 ，則(H T hw) 0.5(0.40 0.048) 0.224m而 Hd hp +hL hd(8-7)板上不設(shè)進(jìn)口堰， hd 可由式計(jì)算，即22hd 0.153(u0 )2 0.153(0.08) 2 0.001m 液柱Hd =0.071+0.06+0.001=0.132 m 液柱Hd (HT hw ) 故在本設(shè)計(jì)中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。 提餾段： 為

47、防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高 Hd 應(yīng)服從Hd (HT hw )苯 甲苯物系屬一般物系，取0.5 ，則(H T hw) 0.5(0.40 0.062) 0.231 m而 Hd hp +hL hd板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd可由式計(jì)算，即hd 0.153(u0 )2 0.153(0.08) 2 0.001m 液柱Hd =0.0861+0.08+0.00 仁0.1671 m 液柱Hd (HT hw )故在本設(shè)計(jì)中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。第九節(jié)塔板負(fù)荷性能圖9.1漏液線精餾段:(9-1)(9-2)由 Uo,min4.4C。J(0.0056 0.13hLh ) l/ vVs,minU0,minAohL hW h

48、°W(9-3),23h°W= E 一(9-4)1000 lw2 32 84 l得Vs,min4.4C°A。. 0.0056 0.13 hw E hh l/ v1000 lw2 30.002 806.448/2.9744.4 0.772 0.101 0.5320.0056 0.13 0.048 2.84 13600Ls1000 0.66整理得Vs,min3.006<0.0116 0.114 Ls23在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表中表9-1精餾段漏液線數(shù)據(jù)Ls,m3 /s0.00060.00150.00300.0045VS, m3 / s0.3350.3440.3550.365由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1提餾段:由 u0,minu0,min4.4C0 (0.0056VS minJA0.13hLh ) l/ vhLhowhow=E L1000 lw得Vs,min4.4C0A00.0056 0.13 h2 3營;：hl/ v2 30.0019 788.455/3.222.843600 Ls4.4 0.772 0.101 0.5320.00560.13 0.062 1i10000.66整理得 Vs,min2.8560.00