苯-甲苯連續(xù)板式精餾塔課程設(shè)計

1、 化工原理課程設(shè)計苯-甲苯的連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計化工原理課程設(shè)計 苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計學(xué) 生：耿曦（121103029）指導(dǎo)教師：任根寬 梅 麗 班 級： 2012級2班 專 業(yè)： 應(yīng)用化學(xué) 2014年 5月板式精餾塔設(shè)計任務(wù)書一、設(shè)計題目苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計。二、設(shè)計任務(wù)(1)原料液中苯含量：摩爾分數(shù)64，即質(zhì)量分率=60.1%，其余為甲苯。(2)苯的回收率達到98.8%（質(zhì)量分率），即99%（摩爾分數(shù)）。(3)產(chǎn)品苯的含量達到99.2%（質(zhì)量分率），即99.3%（摩爾分數(shù)），殘液中苯含量不得高于1.5%（質(zhì)量分率），即 1.8（摩爾分數(shù)）。(4)進料量：12000kg/h苯

2、-甲苯混合溶液。(4000*(學(xué)號后兩位+1)/10=4000*(29+1)/10=12000kg/h)(5)生產(chǎn)能力：5.5萬噸/年苯產(chǎn)品，年開工300天。三、操作條件(1)精餾塔頂壓強：4.0kPa(表壓) (2)進料熱狀態(tài)：泡點(3)回流比：2.2 (4)單板壓降壓：0.7kPa 四、設(shè)計內(nèi)容及要求(1)工藝設(shè)計包括精餾過程的操作條件，塔的各部分尺寸設(shè)計，塔內(nèi)各種輔助件的設(shè)計等內(nèi)容。(2)機械設(shè)計包括塔的壁厚、補強、強度的校核等內(nèi)容。 (3)在設(shè)計的過程確定吸收過程的控制過程(4)設(shè)計包括設(shè)計書和設(shè)備裝配圖五、時間安排(1)時間：2014.5.192014.6.1(第14周第15周)-6

3、2-目錄第一章 設(shè)計方案21.1 設(shè)計方案簡介21.2 設(shè)計精餾塔原理及特點21.3 設(shè)計方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集4第二章 工藝設(shè)計82.1 精餾塔的物料衡算82.1.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率82.1.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量82.1.3 物料衡算82.2 塔板數(shù)的確定92.2.1 回流比92.2.2 逐板法求理論板102.2.3 全塔效率的計算122.2.4 實際板數(shù)122.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算122.3.1 操作壓強122.3.2 操作溫度132.3.3平均摩爾質(zhì)量132.3.4平均密度152.3.5 液體平均表面張力162.3.6 液體平均

4、粘度172.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算192.4.1 塔徑192.4.2 精餾塔的有效高度202.5 塔板主要工藝尺寸的計算212.5.1 溢流裝置212.5.2弓形降液管寬度和降液截面積212.5.3 降液管底隙高度222.5.4 塔板布置232.6 篩板的流體力學(xué)驗算242.6.1氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨扔嬎?42.6.2 液面落差262.6.3 漏液262.6.4 液沫夾帶272.6.5 液泛272.7 塔板負荷性能圖282.7.1 漏液線282.7.2 液沫夾帶線292.7.3 液泛線302.7.4 液相負荷下線312.7.5 液相負荷上線312.8 精餾塔接管尺寸設(shè)計計算32

5、2.8.1 進料管道322.8.2 塔頂回流液管道332.8.3 塔底料液排管管道332.8.4 塔蒸氣出口管道332.8.5 塔底蒸氣進口管道34第三章 精餾塔機械設(shè)計363.1 塔設(shè)備的選材確定及質(zhì)量計算363.1.1 選材及厚度363.1.2 塔設(shè)備的質(zhì)量373.2 彎矩計算393.3 風彎矩的計算423.3.1水平風力423.3.2 風彎矩433.3.3各計算截面的最大彎矩443.4 應(yīng)力計算453.4.1簡體應(yīng)力453.4.2 裙座應(yīng)力473.5 地腳螺栓座的設(shè)計計算483.5.1 基礎(chǔ)環(huán)483.5.2 地腳螺栓493.5.3 筋板503.5.4 蓋板503.6 裙座與塔殼連接焊縫的

6、強度校核513.7開孔與孔補強計算513.7.1填料上下塔段連接部位的補強計算513.7.2有效補強范圍523.7.3有效補強面積533.8組裝要求533.9封口前的檢查55第四章 設(shè)計總結(jié)56附錄58第一章 設(shè)計方案1.1 設(shè)計方案簡介化工原理課程設(shè)計是綜合運用化工原理課程和有關(guān)先修課程（物理化學(xué)，化工制圖等）所學(xué)知識，完成一個單元設(shè)備設(shè)計為主的一次性實踐教學(xué)，是理論聯(lián)系實際的橋梁，在整個教學(xué)中起著培養(yǎng)學(xué)生能力的重要作用。通過課程設(shè)計，要求更加熟悉工程設(shè)計的基本內(nèi)容，掌握化工單元操作設(shè)計的主要程序及方法，鍛煉和提高學(xué)生綜合運用理論知識和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力，計算能力等。精餾

7、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的揮發(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)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進行分離。本設(shè)計的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計，即需設(shè)計一個精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設(shè)計一板式塔將其分離。1.2 設(shè)計精餾塔原理及特點塔設(shè)備的工作原理是

8、通過內(nèi)部結(jié)構(gòu)使氣液兩相或液液之間充分接觸，實現(xiàn)質(zhì)量傳遞和熱量傳遞。它是一種重要的單元操作設(shè)備，在石油化工、煉油、醫(yī)藥及環(huán)境保護等工業(yè)部門應(yīng)用廣泛。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)備。蒸餾過程按操作方式的不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾兩種流程。連續(xù)蒸餾具有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點，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)性強等優(yōu)點，適合于小規(guī)模、多品種或多種組分物系的初步分離。 本設(shè)計主要內(nèi)容，主要是工藝設(shè)計部分，塔板的類型和選擇、操作壓力的選擇、精餾塔的物料衡算、確定塔高、塔徑、理論塔板數(shù)、全塔效率、塔頂及塔底產(chǎn)品的預(yù)分配、溢

9、流裝置的設(shè)計、塔板流體力學(xué)驗算、氣相通過篩板塔的壓強降等。本次設(shè)計的題目是苯甲苯連續(xù)精餾塔的工藝設(shè)計，選用篩板式塔。此塔具有生產(chǎn)能力較大、操作彈性大、液面落差也較小、壓力降小、結(jié)構(gòu)簡單、造價低等特點，發(fā)展前途廣泛，主要應(yīng)用于石油、化工、輕工、醫(yī)藥及環(huán)境保護等領(lǐng)域。從上述對精餾過程的簡單介紹可知，常見的精餾塔的兩端分別為汽化成分的冷凝和液體的沸騰的傳熱過程，精餾塔也就是一種換熱器。但和一般的傳熱過程相比，精餾操作又有如下特點： （1)沸點升高 精餾的溶液中含有沸點不同的溶劑，在相同的壓力下溶液的蒸汽壓較同溫度下純?nèi)軇┑钠瘔旱?，使溶液的沸點高于醇溶液的沸點，這種現(xiàn)象稱為沸點的升高。在加熱汽化溫度

10、一定的情況下，汽化溶液時的傳熱溫差必定小于加熱純?nèi)軇┑募儨夭?，而且溶液的濃度越高，這種影響也越顯著。 （2)物料的工藝特性 精餾溶液本身具有某些特性，如某些物料在加入到溶液中時可與溶液中的某一組分或幾組分形成恒沸液等。如何利用物料的特性和工藝要求，選擇適宜的精流流程和設(shè)備是精餾操作彼此需要知道和必須考慮的問題。 （3)節(jié)約能源 精餾汽化的溶劑量較大，需要消耗較大的加熱蒸汽。如何充分利用熱量提高加熱蒸汽的利用率是精餾操作需要考慮的另一個問題。1.3 設(shè)計方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集 本設(shè)計任務(wù)為分離苯甲苯混合物。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓下操作。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。

11、設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。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。塔底設(shè)置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。其中由于蒸餾過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設(shè)計中設(shè)計把其熱量作為低溫熱源產(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預(yù)熱器的熱源之一，充分利用了能量。塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔，孔徑一般為38mm，篩孔在塔板上作正

12、三角形排列。篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點有： () 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。 () 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。 篩板塔的缺點是： () 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 () 操作彈性較小(約23)。() 小孔篩板容易堵塞。下圖是板式塔的簡略圖：表1 苯和甲苯的物理性質(zhì)物質(zhì)分子式分子量M沸點（）臨界溫度tC（）臨界壓強PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.131

13、10.6318.574107.7表2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105110.6,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kPa40.046.054.063.374.386.0表3 常溫下苯甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)（2：例11附表2）溫度80.1859095100105液相中苯的摩爾分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩爾分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表4 純組分的表面張力(1：附錄圖7)溫度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020

14、.618.819.517.518.416.217.3表5 組分的液相密度(1：附錄圖8)溫度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768表6 液體粘度µ（1：）溫度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228表7常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0

15、510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0第二章 工藝設(shè)計2.1 精餾塔的物料衡算(1)原料液

16、及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量:MA=78.11g/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量:MB=92.13g/kmol原料液的摩爾分率 XF=0.601/78.110.601/78.11+0.399/92.13=0.640塔頂產(chǎn)品的摩爾分率 XD=0.992/78.110.992/78.11+0.008/92.13=0.993塔底產(chǎn)品的摩爾分率 XW=0.015/78.110.015/78.11+0.985/92.13=0.018(2)原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量分別為：MF=0.640×78.11+(1-0.640)92.13=83.16 kg/kmolMD=0.993×

17、;78.11+(1-0.993)92.13=78.21 kg/kmolMW=0.018×78.11+(1-0.018)92.13=91.88 kg/kmol(3)物料衡算原料處理量 F=1200083.16=144.3 kmol/h總物料衡算 144.3=D+W苯物料衡算 144.3×0.640=0.993D+0.018W聯(lián)立解得 D=92.06kmol/h W=52.24kmol/h 且滿足：XDF XFD 式中 F-原料液流量D-塔頂產(chǎn)品量W-塔底產(chǎn)品量2.2 塔板數(shù)的確定2.2.1 回流比（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，見下圖（2）求最小回流

18、比及操作回流比采用作圖法求最小回流比。在上圖中對角線上，自點e（0.64,0.64）作垂線ef即為進料線(q線)，該線與平衡線的交點坐標為:Yq0.81 , Xq0.64 故最小回流比為: Rmin=XD- YqYq- Xq =0.993-0.810.81-0.64=1.1取操作回流比為: R=2Rmin=2.2（3）求精餾塔的氣、液相負荷(泡點進料：q=1)L=RD=2.2×92.06=202.53 kmol/hV=（R+1）D=(2.2+1)92.06=294.59 kmol/hV=（R+1）D-(1-q)F=(2.2+1) 92.06=294.59 kmol/hL=RD+qF=

19、346.83 kmol/h（4）求操作線方程精餾段操作線方程為:yn+1=RR+1xn+XDR+1=0.69xn+0.31提餾段操作線方程為: yn+1=L'V'xn-WV' XW=1.18 xn-0.0032.2.2 逐板法求理論板不同溫度下苯、甲苯的飽和蒸氣壓及其計算得到的相對揮發(fā)度表所示得：苯-甲苯體系相對揮發(fā)度的幾何平均值為 m=72.533×2.541×2.509×2.460×2.412×2.374×2.368 =2.47故其為常壓下苯-甲苯混合物可視為理想物系，其相對揮發(fā)度:=2.47相平衡方程 得

20、: y=2.47x1+1.47x 或 x=y2.47-1.47y用精餾段操作線和相平衡方程進行逐板計算 =0.993 x1=y1+(1-)y1 =0.9932.47-1.47×0.993=0.983y2=0.69x1+0.31=0.988 x2=y22.47-1.47y2=0.971y3=0.69x2+0.31=0.980 x3=y32.47-1.47y3=0.952y4=0.69x3+0.31=0.967 x4=y42.47-1.47y4=0.922y5=0.69x4+0.31=0.946 x5=y52.47-1.47y5=0.876y6=0.69x5+0.31=0.915 x6=

21、y62.47-1.47y6=0.813y7=0.69x6+0.31=0.871 x7=y72.47-1.47y7=0.732y8=0.69x7+0.31=0.815 x8=y82.47-1.47y8=0.63x8=0.63xF=0.64得精餾段理論板 N1=7用提留段操作線和相平衡方程繼續(xù)逐板計算 X8=0.63y9=1.17x8-0.003=0.734 x9=y92.47-1.47y9=0.528y10=1.17x9-0.003=0.614 x10=y102.47-1.47y10=0.392 y11=1.17x10-0.003=0.456 x11=y112.47-1.47y11=0.253

22、y12=1.17x11-0.003=0.293 x12=y122.47-1.47y12=0.144 y13=1.17x12-0.003=0.165 x13=y132.47-1.47y13=0.074 y14=1.17x13-0.003=0.084 x14=y142.47-1.47y14=0.036 y15=1.17x14-0.003=0.039 x15=y152.47-1.47y15 =0.016 x15=0.016<xW=0.018所以提餾段理論板 N2=72.2.3 全塔效率的計算查溫度組成圖得到，塔頂溫度TD=81.94，塔釜溫度TW=108.5，全塔平均溫度Tm =95.22 。

23、分別查得苯、甲苯在平均溫度下的粘度：=0.270 mPa·s，=0.278 mPa·s 平均粘度由公式，得:m =XF+（1-XF） =0.273 mPa·s全塔效率ET與液體粘度的關(guān)系式ET=0.17-0.616lgm=0.17-0.616lg0.273=0.516 2.2.4 實際板數(shù) 精餾段實際板層數(shù)N精=N1ET=70.516=13.614塊N提=N2ET=70.516=13.614塊進料板在第15塊板。N=28塊2.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算2.3.1 操作壓強塔頂操作壓力P4+101.3 =105.3kPa每層塔板壓降 P0.7kPa進料

24、板壓力=105.3+0.7×14=115.1 kPa塔底操作壓力105.3+0.7×28124.9kPa精餾段平均壓力 Pm1 （105.3+115.1）2110.2 kPa提餾段平均壓力Pm2 =（115.1+124.9）/2 =120 kPa2.3.2 操作溫度依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由安托尼方程計算，計算過程略。計算結(jié)果如下：塔頂溫度tD81.94進料板溫度tF95.22 塔底溫度tW=108.5精餾段平均溫度=（81.9495.22）/2=88.58提餾段平均溫度=（95.22+108.5）/2=101.862.3.

25、3平均摩爾質(zhì)量塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由 =0.993, 代入相平衡方程得： x1=y1+(1-)y1 =0.9932.47-1.47×0.993=0.983氣相平均摩爾質(zhì)量：MV,D,m=0.993×78.11+（1-0.993）92.13=78.21kg/kmol液相平均摩爾質(zhì)量：ML,D,m=0.983×78.11+（1-0.983）92.13=78.35kg/kmol進料板平均摩爾質(zhì)量計算由上面理論板的算法，得xF=0.36 YF=0.58氣相平均摩爾質(zhì)量：MV,F,m=0.58×78.11+（1-0.58）92.13=84.0kg/kmol液相平均

26、摩爾質(zhì)量：ML,F,m=0.36×78.11+（1-0.36）92.13=87.1kg/kmol塔底平均摩爾質(zhì)量計算XW=0.018 由相平衡方程,得YW=0.043氣相平均摩爾質(zhì)量：MV,W,m=0.043×78.11+（1-0.043）92.13=91.52kg/kmol液相平均摩爾質(zhì)量：ML,W,m=0.018×78.11+（1-0.018）92.13=91.88kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量氣相平均摩爾質(zhì)量：MV,m=78.21+84.02=81.11 kg/kmol液相平均摩爾質(zhì)量：ML,m=78.35+87.12=82.73 kg/kmol提餾段平均

27、摩爾質(zhì)量氣相平均摩爾質(zhì)量：M'V,m=84.0+91.522=87.76 kg/kmol液相平均摩爾質(zhì)量：M'L,m=87.1+91.882=89.49 kg/kmol 2.3.4平均密度(1) 氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度即v,m =Pm1 MV,mRTm =108.8×81.118.314×（88.58+273.15）=2.93kg/m3提餾段的平均氣相密度 'v,m =Pm2 M'V,mRTm =115.8×87.768.314×（101.86+273.15）=3.26kg/m3(2)

28、 液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即 1Lm=ii(3) 塔頂液相平均密度的計算 由 tD=81.94,查手冊得A =812.4kg/m3 B =808.3kg/m3塔頂液相的質(zhì)量分率=0.993×78.110.993×78.11+(1-0.993)×92.13=0.992L,D,m=1(0.992812.4+0.008808.3)=812.3kg/m3(4) 進料板液相平均密度的計算 由tF=95.22,查手冊得A =797.5kg/m3 B =795.0kg/m3進料板液相的質(zhì)量分率=0.63×78.110.63×78.11+0.3

29、7×92.13=0.59L,F,m=10.32797.5+0.64795=796.0 kg/m3(5) 塔底液相平均密度的計算由tw108.5，查手冊得A =784.5kg/m3 B =783.2kg/m3塔底液相的質(zhì)量分率=0.018×78.110.018×78.11+0.982×92.13=0.015L,W,m=10.015784.5+0.985783.2=783.2 kg/m3(6) 精餾段液相平均密度為L,m=(812.3+796.0)/2=804.15 kg/m3提餾段液相平均密度為'L,m=(783.2+796.0)/2=789.6

30、kg/m32.3.5 液體平均表面張力非水溶液混合物的液相平均表面張力依下式計算，即（Macleod-Sugden法的快速計算法）L,m=xii(1)塔頂液相平均表面張力的計算由tD=81.94,查手冊得A=21.36mN/m B=21.53mN/mL,D,m=0.993×21.36+0.007×21.53=21.36mN/m(2)進料板液相平均表面張力的計算由tF=95.22,查手冊得A=19.0mN/m B=20.1mN/mL,D,m=0.36×19.0+0.64×20.1=19.7mN/m(3)塔底液相平均表面張力的計算 由tW=108.5,查手冊

31、得A=18.8mN/m B=19.0mN/mL,D,m=0.018×18.8+0.982×19.0=19.0mN/m(4)精餾段液相平均表面張力為L,m=21.36+19.72=20.53mN/m(5)提餾段液相平均表面張力為'L,m19.70+19.02=19.35 mN/m2.3.6 液體平均粘度對于非締合性液體混合物平均粘度依下式計算，即lgL,m=xilgi(1)塔頂液相平均粘度的計算由tD=81.94,查手冊得A=0.303mPa·s B=0.308mPa·slgL,m=0.993lg0.303+0.007lg(0.308) 得到 L,

32、D,m=0.303mPa·s(1) 進料板液相平均粘度的計算 由tF=95.22,查手冊得A=0.264mPa·s B=0.274mPa·slgL,F,m=0.36lg0.264+0.64lg(0.274) 得到 L,F,m=0.27mPa·s(2) 塔底液相平均粘度的計算由tF=108.5,查手冊得A=0.24mPa·s B=0.21mPa·slgL,W,m=0.018lg0.24+0.982lg(0.21) 得到 L,W,m=0.21mPa·s(3) 精餾段液相平均粘度為L,m=0.303+0.272=0.29 mPa&

33、#183;s(4) 提餾段液相平均粘度為 'L,m=0.21+0.272=0.24mPa·s2.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 2.4.1 塔徑(1) 對精餾段的氣液體積流率為：Ls=VML,m3600L,m=202.53×82.733600×812.3=5.73×10-3m3/SVs=VMv,m3600v,m=294.59×81.113600×2.93=2.27m3/SL'h=20.63m2/h由Umax=cL,m-v,mv,m , C=C20(L20)0.2其中， C20由史密斯關(guān)聯(lián)圖（見下圖）得，其橫坐標為：LsV

34、s（L,mv,m）12=8.57×10-32.27（812.32.93）12=0.0393取板間距HT=0.45m,板上液層高度hL=0.06mHT-hL=0.45-0.06=0.39m查史密斯關(guān)聯(lián)圖得C20=0.074C= C20(L20)0.2=0.074(20.5320)0.2=0.743Umax=cL,m-v,mv,m=0.743812.3-2.932.93=1.2m/s取安全系數(shù)0.7，則空塔氣速為：U=0.7×Umax=0.84m/sD1=4VsU=4×2.273.14×0.84=1.85m按標準塔徑圓整后為D=2.0m塔截面積為：AT=4D

35、2=3.14m2實際空氣速為：U=VsAT= 2.273.14=0.72 m/s(2) 同理算出提餾段V's=2.2 m/sL's=10.7 ×10-3m/s L'h=38.50m/hD2=2.0m(圓整后)(3) 因此塔徑D=2.0m AT=4D2=3.14m22.4.2 精餾塔的有效高度塔高按公式：H=(N-NF-NP-1)HT+NFHF+NPHP+HD+HB(1) 塔板間距：HT=0.45m (2) 塔頂高度：HD取兩倍的塔板間距即 HD=2 HT=0.9m1(3) 塔底空間高度：HB=h1+h2塔底料液停留時間取15min查表（附錄EHA橢圓封頭尺寸與

36、質(zhì)量表）封頭容積為1.1257m2，計算塔底的儲流高度為 h1=WMW3600W××60-V封頭4D2=52.24×91.88783.2×3600×60×15-1.12573.14=0.5取塔底液面最下層之間的距離h2=1.25m,則塔底空間高度為：HB=h1+h2=1.75m(4) 全塔開三個人孔，分別位于塔頂、進料口和塔釜(5) 塔高H：H=(N-NF-NP-1)HT+NFHF+NPHP+HD+HB=（28-1-1-1）×0.45+1×0.7+1×0.7+0.8+1.75 =15.3m 2.5 塔板主

37、要工藝尺寸的計算2.5.1 溢流裝置塔徑為2.0m,可選用單溢流弓形降液管及凹形受液盤。（1） 溢流堰堰長lw精餾段：取lw=0.6D=0.6×2=1.2提留段：取l'w=0.6D=0.7×2=1.4（2） 溢流堰高度hw由hw=hl-how選用平直堰，堰上液層高度how由Francis公式計算：how=2.841000E（Lhlw）23 ,E近似取1（3） 精餾段：how=2.841000E（Lhlw）23=2.841000×1×（20.631.2）23=0.0189m取板上液層高度為0.06m,則溢流堰高度hw=hl-how=0.06-0.0

38、189=0.0411m（4） 提留段：h'ow=2.841000×1×（38.51.4）23=0.0259m取板上液層高度為0.07m,則溢流堰高度h'w=h'l-h'ow=0.07-0.0259=0.0441m2.5.2弓形降液管寬度和降液截面積 弓形降液管寬度Wd和降液截面積Af精餾段：由lw/D=0.6 查圖下圖（弓形降液的寬度與截面積）Af/AT=0.053,Wd/D=0.13 故：Wd=0.13×2=0.26m Af=0.053×3.14=0.17m2提留段：由l'w/D=0.7 查圖（弓形降液的寬度與截

39、面積）A'f/AT=0.09,W'd/D=0.15 故：W'd=0.15×2=0.30m A'f=0.09×3.14=0.28m2驗算液體在降液管中的停留時間精餾段：=3600AfHT/Lh=3600×0.17×0.4520.63=11.9s>5s提餾段：'=3600A'fH'T/L'h=3600×0.28×0.4538.5=10.5s>5s故降液管設(shè)計合理2.5.3 降液管底隙高度精餾段：取液體通過降液管底隙的流速U=0.2m/sho=Lh3600×

40、;lw×U=20.633600×1.2×0.2=0.024mhw- ho=0.0411-0.024=0.0171m>0.006m 故精餾段降液管底隙高度設(shè)計合理提餾段：取液體通過降液管底隙的流速U'=0.25m/sh'o=38.53600×1.4×0.25=0.031mh'w- h'o=0.0441-0.031=0.011m>0.006m 故提餾段降液管底隙高度設(shè)計合理2.5.4 塔板布置 因塔徑D=2000mm>800mm,故采用分塊式塔板，查表（附錄塔板分塊數(shù)表）得塔板可分為5塊(1) 邊緣

41、區(qū)域不確定，取Wa=W'a=0.07m(2) 開孔面積，開孔區(qū)面積Aa計算精餾段：x=D/2-( Wd+Wa)=2/2-(0.26+0.07)=0.644m r= D/2+Wc=2/2-0.045=0.955 Aa=2(xr2-x2+r2180sin-1xr) =2(0.6440.9552-0.6442+0.9552180sin-10.6440.955) =2.26m2提留段：同理計算開孔面積 x'=D/2-( W'd+W'a)=2/2-(0.3+0.07)=0.63m r'= D/2+Wc=2/2-0.045=0.955 A'a=2(0.630

42、.9552-0.632+0.9552180sin-10.630.955) =2.22m2 （3）篩板數(shù)及其排列 本例所處理的物質(zhì)無腐蝕性，可選用=4mm的篩板，篩孔直徑do=5mm,精餾段和提留段的篩孔均按正三角形排列，取篩孔中心距t=3d=15mm.a. 精餾段：篩孔數(shù)開孔及開孔率分別為 n =1.155Aat2=1.155×2.260.0152=11601個 =0.907（dot）2=0.907（0.0050.015）2=10.1%. 塔板開孔率在10%-14%范圍內(nèi) 氣體通過閥孔的氣速為： Uo=Vs Aa=2.272.26×10.1%=10.1 m/sb. 提留段：

43、篩孔數(shù)開孔及開孔率分別為 n' =1.155A'at'2=1.155×2.220.0152=11396個 '=0.907（dot）2=0.907（0.0050.015）2=10.1%.氣體通過閥孔的氣速為： U'o=V's A'a'=2.22.22×10.1%=9.81 m/s2.6 篩板的流體力學(xué)驗算 塔板的流體力學(xué)計算，目的在于驗算預(yù)選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作，以便決定對有關(guān)塔板參數(shù)進行必要的調(diào)整，最后還要作出塔板負荷性能圖。2.6.1氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨扔嬎?1)塔板壓降塔板壓降包括干板

44、壓降，板上液層的有效阻力和液體表面張力引起的阻力干板阻力，由do/=5/4=1.25,查下圖（干板流量系數(shù)圖）得Co=0.79精餾段：hc=0.051UoCo2v,mL,m=0.05110.10.7922.93804.15=0.02980(m液柱) h'c=0.0519.810.7923.26789.6=0.0318(m液柱) (2) 氣體通過液層的阻力 精餾段： Ua1=Vs AT-2Af=2.273.14-2×0.17=0.81 m/s Fa1= Ua1v,m=0.812.93=1.39kg12s-1m-12 查下圖(充氣系數(shù)與動能因子關(guān)聯(lián)圖)得=0.61，已知hl=0.

45、06mhl=hl=0.61×0.06=0.0366m液柱提留段： U'a1=V's AT-2A'f=2.23.14-2×0.28=0.85 m/s F'a1= U'a1'v,m=0.853.26=1.54kg12s-1m-12 查圖(充氣系數(shù)與動能因子關(guān)聯(lián)圖)得'=0.58，已知h'l=0.07m h'l='h'l=0.58×0.07=0.0406m液柱(3) 液體表面張力引起的阻力 精餾段：h=4lmgdoL,m=4×20.53×10-39.81×

46、;0.005×804.15=0.0020m液柱 提留段：h'=4'lmgdo'L,m=4×19.35×10-39.81×0.005×789.6=0.0020m液柱由以上各式可分別計算得精餾段和提留段的塔板壓降 精餾段：hp= hc+ hl+ h=0.0298+0.0366+0.0020=0.0684 pp= hpL,mg=0.0684×804.15×9.81=550.7<0.7kPa提留段：h'p= h'c+ h'l+ h'=0.0318+0.0406+0.002

47、0=0.0744 p'p= hpL,mg=0.0744×789.6×9.81=588.3<0.7kPa 滿足設(shè)計任務(wù)書的要求2.6.2 液面落差 對于D2000mm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。 2.6.3 漏液漏液點氣速度的計算漏液點氣速是指漏液現(xiàn)象明顯影響效率時的氣速，對于篩板塔下式計算精餾段： Uo,min=4.4Co(0.0056+0.13hL-h)L,mv,m =4.4×0.79(0.0056+0.13×0.06-0.0020)804.152.93 =6.21 m/s實際孔速：Uo=10

48、.1 m/s> Uo,min,穩(wěn)定系數(shù)K=Uo Uo,min=10.16.21=1.63>1.5提留段： U'o,min=4.4×0.79(0.0056+0.13×0.06-0.0020)789.63.26 =6.16 m/s 實際孔速：U'o=9.81m/s> U'o,min,穩(wěn)定系數(shù)K'=Uo Uo,min=9.816.16=1.6>1.52.6.4 液沫夾帶 液沫夾帶是指下層塔板產(chǎn)生的霧滴被上升氣流帶到上層塔板的現(xiàn)象，它將導(dǎo)致塔板效率的下降。綜合考慮生產(chǎn)能力和板效率，應(yīng)該控制液沫夾帶量v=0.1kg液/kg氣。

49、篩板塔的液沫夾帶量可用Hunt關(guān)聯(lián)式計算精餾段：取hl=2.5 hL=2.5×0.06=0.15m 則：v=5.76×10-6lm（Ua1HT-hl）3.2=5.76×10-620.53×10-3×（0.810.45-0.15）3.2 =0.0119 kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣 提留段：取h'l=2.5 h'L=2.5×0.07=0.175m 則：'v=5.76×10-619.35×10-3×（0.850.45-0.175）3.2 =0.0207 kg液/kg氣&l

50、t;0.1kg液/kg氣故本設(shè)計精餾段和提留段的液沫夾帶量v均在允許范圍內(nèi)2.6.5 液泛為了防止塔內(nèi)液泛，降液管內(nèi)液層高度Hd應(yīng)該服從關(guān)系式，苯-甲苯屬于一般物系，取系數(shù)=0.5，當降液管液體在板上分布均勻，且溢流堰高度滿足液封要求時，板上不可設(shè)入口堰。(1) 精餾段： （HT+hw）=0.5(0.45+0.0411)=0.211m，Hd=hp+hL+hd 塔板上不設(shè)入口堰時，液體經(jīng)過降液管的壓降可按下列經(jīng)驗公式計算 hd=0.153(uc)2=0.153×0.22=0.00612m液柱 所以 Hd=0.0684+0.06+0.00612=0.134m液柱 則Hd（HT+hw）(2

51、) 提留段： '（HT+h'w）=0.5(0.45+0.0441)=0.222m H'd= h'p+h'L+h'dh'd=0.153(u'c)2=0.153×0.252=0.00956m液柱 所以 H'd=0.0744+0.07+0.00956=0.154m液柱 則H'd'（H'T+h'w） 故本設(shè)計中精餾段和提留段不會發(fā)生液泛2.7 塔板負荷性能圖 2.7.1 漏液線精餾段： Vs,min= Uo,min Uo,min=4.4Co(0.0056+0.13hL-h)L,mv,m h

52、l= hw+ how how=2.841000E（Lhlw）23 聯(lián)立各式可得：Vs,min=4.4 Ao Co(0.0056+0.13hw+2.841000E（Lhlw）23 -h)L,mv,m =4.4×0.79×10.1%×2.26(0.0056+0.130.0411+2.841000×1×3600Ls1.223 -0.002)804.152.93即 Vs,min=13.280.00894+0.0768Ls23提留段： 同理得到V's,min=4.4×0.79×10.1%× 2.22(0.0056+0

53、.130.0441+2.841000×1×3600L's1.423 -0.002)789.63.26即 V's,min=12.260.00933+0.0693L's23由上述氣相流量和液相流量之間的函數(shù)關(guān)系可分別做出精餾段和提留段的漏液線（負荷性能圖線1）2.7.2 液沫夾帶線以v=0.1kg液/kg氣為限，計算氣相流量和液相流量之間的函數(shù)關(guān)系 精餾段：已知hf=2.5 hl=2.5(hw+ how), how=2.841000×1×（3600Ls1.2）23=0.591Ls23hw=0.0411m故 hf=0.1028+1.478Ls23 Ua=Vs AT-2Af =Va3.14-2×0.17=0.357 Va HT-hf=0.45-0.1028-1.478Ls23 =0.2972-1.478Ls23 v=5.76×10-6lm（UaHT-hl）3.2=5.76×10-620.53×10-3（0.357 Va0.2972-1.478Ls23）3.2=0.1 整理得：