苯甲苯篩板精餾塔分離課程設(shè)計

1、.HUBEI UNIVERSITY FOR NATIONALITIES化工原理-化工設(shè)備機械基礎(chǔ)課程設(shè)計設(shè)計題目 苯-甲苯篩板精餾塔分離 院 系 化學(xué)與環(huán)境工程學(xué)院 專 業(yè) 化學(xué)工程與工藝 指導(dǎo)老師 譚老師、石老師 日 期 2013、1、4 小組成員及任務(wù)分工一覽表序號學(xué)號姓名具體分工備注（若為組長請標(biāo)出）1041140405申 帥精餾塔設(shè)計計算以及最后的整合工作組長2041140406、041140403紀(jì)瑞雪、李茹姣精餾塔結(jié)構(gòu)與機械計算成員3041140404謝恒精餾塔的工藝計算成員4041140408、041140402余曉莉、霍俊芳熱量衡算成員5041140407王世龍繪圖成員目錄Ab

2、stractVI引 言1第一章 概述11.1板式精餾塔課程設(shè)計任務(wù)書21.2精餾塔設(shè)計方案的選定3第二章 精餾塔設(shè)計計算32.1物料計算32.1.1料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)32.1.2全塔總物料衡算42.2逐板法求理論板42.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算72.3.1以精餾段為例進行計算72.3.2以提餾段為例進行計算92.4精餾塔的塔體工藝尺度計算112.4.1精餾段塔徑的計算112.4.2精餾段塔板主要工藝尺寸的計算132.4.3提餾段塔板主要工藝尺寸的計算。21第三章板式塔得結(jié)構(gòu)與機械設(shè)計293.1附件的計算293.1.1接管293.1.2冷凝器31第四章熱量衡算334.1

3、 塔頂熱量衡算334.2塔底熱量衡算344.3 焓值衡算35第五章設(shè)計結(jié)果匯總37符號說明40參考文獻(xiàn)42致謝42摘要化工生產(chǎn)中所處理的物料，中間產(chǎn)物，粗產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質(zhì)，生產(chǎn)中為了滿足儲存，運輸，加工和使用的需求，時常需要將這些混合物分離較純凈或幾乎純態(tài)的物質(zhì)。精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作, 利用液相混合物中各相分揮發(fā)度的不同，使揮發(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)原料混合物中各組成分離該過程是同時進行傳質(zhì)傳熱的過程。本設(shè)計任務(wù)為精餾塔分離苯-甲苯混合物。對于二元混合物的分離，采用連續(xù)精餾過程。設(shè)計中采用泡點進料

4、，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器冷凝，冷凝液在泡點溫度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，所以在設(shè)計中把操作回流比取最小回流比的1.7倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。本設(shè)計說明書以通過物料衡算，熱量衡算，工藝計算，結(jié)構(gòu)設(shè)計和校核等一系列工作來設(shè)計一個具有可行性的合理的篩板塔以及相關(guān)輔助設(shè)備的計算。繪制了精餾塔裝配圖，精餾工藝流程圖。關(guān)鍵詞：篩板塔；苯；甲苯AbstractIn the chemical production processes the material, the int

5、ermediary product, the primary product, nearly is the mixture which is composed of certain components, moreover majority is the homogeneous phase material, in the production to satisfy the storage, the transportation, the processing and the use need, often needs these mixture separation for pure or

6、nearly the pure state material. Separation of distillation is the most commonly used liquid mixture of a unit operation, using liquid mixture of all the different points of the volatile, volatile components from liquid to gas transfer, difficult volatile components from gas to liquid transfer. Mixtu

7、re of raw materials to achieve the various components of the separation process is at the same time heat and mass transfer process. The design task is to separate the benzene - toluene mixture using the distillation tower. For the separation of binary mixtures, we can use a continuous distillation p

8、rocess. In the design, we feed the raw material in the bubble point ,using preheater where the liquid can be heated up to the bubble point and then give it away to the distillation tower. Up top of the tower ,there is a total condenser which can condense the steam. Part of the condensed steam return

9、 to the tower in the bubble point, and the rest product is sent to the tank through the total condenser. It is so easy to isolate material system using this system. the minimum return is relatively small, so we take the minimum reflux ratio of 1.7 times of the operating reflux ratio in our design. T

10、ower reacter is heated with indirect steam and the tower bottom product is sent to storage tanks after cooling.The design specification through the material balance, energy balance, technology, structural design and verification and a series of work to design a reasonable possibility of the sieve to

11、wer that should use the relation selective evaporation flow，and drawing assemble diagram of distillation tower and PID of distillation.Keywords：Distillation；Sieve tower；Benzene .;引 言化工生產(chǎn)常需進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。蒸餾是一種常用的化工單元的操作，是工業(yè)上分離液相混合物常用的手段。蒸餾操作可以是板式塔，也可以采用填料塔。板式塔為逐步接觸型，按汽液接觸原件不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板

12、塔、舌形塔、浮動噴射塔等多種。目前，從國內(nèi)外實際情況來看，主要的塔板類型為浮閥塔，篩板塔及泡罩塔，前兩種應(yīng)用尤為廣泛。作為氣液兩用傳質(zhì)用的塔的設(shè)備，首先必須保證氣液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。此外，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)的要求，塔設(shè)備還得具備下列的基本要求：·塔內(nèi)滯留量小。·耐腐蝕和不易堵塞，方便操作，調(diào)節(jié)。·結(jié)構(gòu)簡單，造價低，創(chuàng)造，安裝，維修方便。·流體流動阻力小。即流體經(jīng)塔設(shè)備的壓降小，可節(jié)省動力消耗，降低操作的費用。·氣液處理量大，即生產(chǎn)能力大時不至于發(fā)生大量的霧沫夾帶，攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。·操作穩(wěn)定，彈性大。即

13、當(dāng)塔設(shè)備的氣液負(fù)荷在一定范圍內(nèi)變化時，仍能夠在較高的傳質(zhì)效率下進行穩(wěn)定的操作。第一章 概述化工生產(chǎn)中所處理的原料，中間產(chǎn)物，粗產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質(zhì)。生產(chǎn)中為了滿足儲存，運輸，加工和使用的需求，時常需要將這些混合物分離為較純凈或幾乎純態(tài)的物質(zhì)。 精餾是分離液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)得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量計的驅(qū)動下，使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各相分揮發(fā)度的不同，使揮發(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)原料混合物中各組成分離該過程是同時進行傳質(zhì)傳熱的過程。本次設(shè)計任務(wù)為設(shè)計一定

14、處理量的分離苯和甲苯混合物精餾塔。板式精餾塔也是很早出現(xiàn)的一種板式塔，20世紀(jì)50年代起對板式精餾塔進行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設(shè)計方法。與泡罩塔相比，板式精餾塔具有下列優(yōu)點：生產(chǎn)能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且結(jié)構(gòu)簡單，塔盤造價減少40%左右，安裝，維修都較容易。1在本設(shè)計中我們使用篩板塔，篩板塔的突出優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，造價低。合理的設(shè)計和適當(dāng)?shù)牟僮骱Y板塔能滿足要求的操作彈性，而且效率高。采用篩板可解決堵塞問題，適當(dāng)控制漏液。篩板塔是最早應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)的設(shè)備之一，五十年代之后，通過大量的工業(yè)實踐逐步改進了設(shè)計方法和結(jié)構(gòu)。近年來與浮閥塔一起成

15、為化工生產(chǎn)中主要的傳質(zhì)設(shè)備。為減少對傳質(zhì)的不利影響，可將塔板的液體進入?yún)^(qū)制成突起的斜臺狀，這樣可以降低進口處的速度，使塔板上氣流分布均勻。篩板塔多用不銹鋼板或合金制成，使用碳鋼的比較少。實際操作表明，篩板在一定程度的漏夜?fàn)顟B(tài)下操作使其板效率明顯下降，其操作的負(fù)荷范圍比泡罩塔窄，但設(shè)計良好的塔其操作彈性仍可達(dá)到2-3?；ぴ碚n程設(shè)計是培養(yǎng)學(xué)生化工設(shè)計能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié)，通過課程設(shè)計使我們初步掌握化工設(shè)計的基礎(chǔ)知識、設(shè)計原則及方法；學(xué)會各種手冊的使用方法及物理性質(zhì)、化學(xué)性質(zhì)的查找方法和技巧；掌握各種結(jié)果的校核，能畫出工藝流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形。在設(shè)計過程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產(chǎn)上的

16、安全性、經(jīng)濟合理性。在設(shè)計過程中應(yīng)考慮到設(shè)計的業(yè)精餾塔具有較大的生產(chǎn)能力滿足工藝要求，另外還要有一定的潛力。節(jié)省能源，綜合利用余熱。經(jīng)濟合理，冷卻水進出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量。另一方面影響到所需傳熱面積的大小。即對操作費用和設(shè)備費用均有影響，因此設(shè)計是否合理的利用熱能等直接關(guān)系到生產(chǎn)過程的經(jīng)濟問題。2本課程設(shè)計的主要內(nèi)容是設(shè)計過程的物料衡算，塔工藝計算，塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計以及校核。1.1板式精餾塔課程設(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)原料液組成為0.3（苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），其余為甲苯。(2)塔頂產(chǎn)品中苯含量為0.986。(3)釜液中苯含量為0.01

17、2。(4)生產(chǎn)能力：40000 t/y苯產(chǎn)品，年開工310天。三、操作條件(1)精餾塔頂壓強：4.0kPa(表壓) (2)進料熱狀態(tài)：飽和液體進料（q=1）(3)回流比：R=1.3Rmin。 (4)單板壓降壓：0.7kPa 四、設(shè)計內(nèi)容及要求(1)設(shè)計方案的確定及流程說明(2)塔的工藝計算(3)塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計塔高、塔徑以及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定；塔板的流體力學(xué)驗算；塔板的負(fù)荷性能圖。(4)編制設(shè)計結(jié)果概要或設(shè)計一覽表(5)輔助設(shè)備選型與計算(6)繪制塔設(shè)備結(jié)構(gòu)圖：采用繪圖紙徒手繪制試根據(jù)上述工藝條件作出篩板塔的設(shè)計1.2精餾塔設(shè)計方案的選定本設(shè)計任務(wù)為分離苯-甲苯混合物。對于二元混合物

18、的分離，采用連續(xù)精餾流程。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，冷凝液在泡點溫度下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分產(chǎn)品經(jīng)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1.5倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。第二章 精餾塔設(shè)計計算2.1物料計算2.1.1料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)原料：苯甲苯混合物 XF=0.3.產(chǎn)品：XD=0.986（摩爾分?jǐn)?shù)） XW=0.012（摩爾分?jǐn)?shù)）.相對揮發(fā)度：=2.5 . 進料熱狀態(tài)：q=1.塔板效率：80% . 原料溫度：50 .生產(chǎn)能力：4萬噸每年 . 開

19、工時間：310天/年 .冷卻水進口溫度：25 . 操作壓力：塔頂常壓 .加熱蒸汽壓力：1.0KPa . 塔頂壓力：4KPa(表壓) .單板壓降：0.7kPa . 建廠地址：武漢地區(qū) .平均摩爾質(zhì)量：苯的摩爾質(zhì)量： MA=78.11Kg/Kmol 甲苯的摩爾質(zhì)量：MB=92.13Kg/Kmol （其中A、B分別代表苯和甲苯）.原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量：ML,F=0.3×78.11+(1-0.3)×92.13= 87.92 Kg/KmolML,D=0.986×78.11+(1-0.986)×92.13= 78.31 Kg/KmolML,W=0.0

20、12×78.11+(1-0.012)×92.13=91.96Kg/Kmol.2.1.2全塔總物料衡算總物料衡算 F = D + W （3-1）易揮發(fā)組分（苯）物料衡算 F XF = D XD + W XW （3-2）式中 F、D、W分別為原料液、餾出液和釜殘液流量，kmol/h；XF、XD、XW分別為原料液、餾出液和釜殘液中易揮發(fā)組分的摩爾分率。結(jié)合（3-1）、（3-2）得：F=40000×1000/(87.92×310×24)=61.15 kmol/hD= 18.08kmol/hW=43.07 kmol/h2.2逐板法求理論板1.求最小回流比

21、及操作回流比Xq=0.3 Yq=0.517Rmin=2.16R=1.3Rmin=2.812.求精餾塔的氣、液相負(fù)荷 L=R×D=2.16×18.08=39.05 Kmol/hV=(R+1)D=(2.16+1)×18.08=57.13 Kmol/hL=L+F=39.05+61.15=100.02 Kmol/hV=V=57.13 Kmol/h3.精餾段操作線方程4.提溜段操作線方程用精餾段操作線和相平衡方程進行逐板計算 = 0.986 ， =0.966973.0312.0.0.68412=+=xy， .0.9195.15.22=-=y2y2x941.0.0.312.0

22、.68423=+=xy， 864.05.1.2.533=-=yy3x.0.903312.0.0.68434=+=xy， 788.05.15.244=-=yy4x.0.851312.0684.045=+=xy， .0.6965.15.255=-=yy5x.0.788312.0684.056=+=xy， .0.5985.15.266=-=yy6x.0.721312.0684.067=+=xy，.0.5085.15.277=-=yy7x659.0312.0684.078=+=xy，.0.4365.15.288=-=yy8x610.0312.0684.089=+=xy，.0.3855.15.299=-

23、=yy9x575.0312.0684.0910=+=xy，.0.3515.15.21010=-=yy10x552.0312.0684.01011=+=xy，.0.3045.15.21111=-=yy11x.0.520312.0684.01112=+=xy .0.3015.15.21212=-=yy12x.0.518312.0684.01213=+=xy .0.30015.15.21313=-=yy13x.0.517312.0684.01314=+=xy .0.2995.15.21414=-=yy14x因為, 3.0.0.29914=<=Fxx故精餾段理論板 n=13，用提留段操作線和相平

24、衡方程繼續(xù)逐板計算.0.216009.0.0.7511415=-=xy，.0.0995.15.21515=-=yy15x.0.065009.0751.01516=-=xy，.0.0275.15.21616=-=yy16x.0.011009.0751.01617=-=xy，.0.0045.15.21717=-=yy17x因為，012.0004.017=<=Wxx故精餾段理論板 n=4,總的理論板數(shù)，進料板位置5.實際板層數(shù)的求取精餾段實際板層數(shù)：提留段實際板層數(shù)：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以精餾段為例進行計算1.操作壓力計算塔頂操作壓力KPa每層塔板壓降KPa進料

25、板壓力KPa精餾段平均壓力KPa2.操作溫度的計算XF=0.3 XD=0.986由內(nèi)插值法求得：進料板溫度 塔頂溫度精餾段平均溫度3.平均摩爾質(zhì)量的計算塔頂平均摩爾質(zhì)量的計算由，再由平衡曲線得=0.966kg/kmol kg/kmol進料板的平均摩爾質(zhì)量計算查平衡曲線得 kg/kmol kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量 kg/kmol kg/kmol4.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= (2).液相平均密度計算塔頂液相平均密度計算由,查手冊得，進料板平均密度的計算由進料板液相平均密度的計算由，進料板液相的分率計算：精餾段液相平均密度為2.3.2以提餾段為例進行計

26、算1.操作壓力的計算每層塔板壓降KPa進料板壓力KPa精餾段平均壓力KPa2.操作溫度的計算XF=0.3 Xw=0.012由內(nèi)插值法求得：進料板溫度 塔頂溫度精餾段平均溫度3.平均摩爾質(zhì)量的計算塔釜平均摩爾質(zhì)量的計算由，再由平衡曲線得=0.005進料板平均摩爾質(zhì)量計算有圖解理論板查平衡曲線得 .提餾段平均摩爾質(zhì)量4.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= (2).液相平均密度計算塔釜液相平均密度計算由進料板液相的分率計算：提餾段液相平均密度為2.4精餾塔的塔體工藝尺度計算2.4.1精餾段塔徑的計算1.精餾段的氣液相體積流率為：取板間距，板上液層高度， 圖2-2 斯密斯

27、關(guān)聯(lián)圖查圖2-2，得取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D1.0m塔截面積為實際空塔氣速為2.提溜段塔徑的計算提餾段的氣液相體積流率為：取板間距，板上液層高度，查圖2-2，得取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D1.0m塔截面積為實際空塔氣速為3.精餾塔有效高度計算精餾段有效高度為 提餾段有效高度為 在進料板上方開一個人孔，其高度為0.8m，故精餾塔的有效高度為2.4.2精餾段塔板主要工藝尺寸的計算1.溢流裝置計算因塔徑D=1.0m,，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤，各項計算如下：(1).堰長取=0.66D=0.661.0=0.66m(2).溢流堰高度由，選

28、用平直堰，堰上液層高度近似取E=1,則取板上清液層高度，故(3).弓形降液管寬度和截面積 圖2-3弓形漿液管的參數(shù)由，查圖2-3，得故依式驗算液體在降液管中停留時間，即故降液管設(shè)計合理(4).降液管底隙高度則選用凹形受液盤，深度2.塔板布置 (1).邊緣區(qū)寬度確定 取(2).開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積按式（5-12）計算，即(3).篩孔計算及其排列物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑篩孔按正三角形排列，取孔中心距篩孔數(shù)目個開孔率為氣體通過篩孔的氣速為3篩板的流體力學(xué)驗算(1)塔板壓降干板阻力計算干板阻力計算：由，查圖5-10得故液柱氣體通過液層的阻力計算 查圖2-6，得液柱液體表面張力的阻力計

29、算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力計算：液柱氣體通過每層塔板得液柱高度可按下式計算：液柱氣體通過每層塔板的壓降（設(shè)計允許）(2)液面落差對于篩板塔，液面落差很小，可忽略(3)液沫夾帶故在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)(4)漏液對篩板塔，漏液點氣速計算= 實際孔數(shù)穩(wěn)定系數(shù)為(5)液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降壓管內(nèi)液層高苯-甲苯物系屬一般物系，取，則板上不設(shè)進口堰，計算，即液柱液柱故在本設(shè)計中不會發(fā)生泛液現(xiàn)象4塔板負(fù)荷性能圖(1)漏液線 由在操作范圍內(nèi)，任取n個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表2-2表2-2精餾段漏液線上的氣液體積流量表Ls/()0.00060.00150.00300.0045V

30、s/()0.3420.3510.3620.371由此表數(shù)據(jù)即可做出漏液線1(2)液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求VsLs關(guān)系如下；由=2.5 =2.5(+),=0.052, = =0.13+2.2 , =0.27-2.2 Vs=1.23-10.02在操作范圍內(nèi)，任取n個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表2-3表2-3精餾段液沫夾帶線上的氣液體積流量表Ls/()0.00060.00150.00300.0045Vs/()1.1591.0991.0220.957由此表數(shù)據(jù)即可做出液沫夾帶線2。(3)液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度=0.008m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式

31、得=取E=1，則據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下線限了3。見圖2-4(4)液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限由式得故據(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。(5)液泛線令由聯(lián)立得 +=（）+忽略，將與Ls，與Ls，與Vs的關(guān)系式代入上式并整理得式中將有關(guān)數(shù)據(jù)代入得故0.108Vs=0.139-878.1Ls-1.47Ls或Vs=1.28-8130.6Ls-13.61Ls表2-4精餾段液泛線上的氣液體積流量表Ls/()0.00060.00150.00300.0045Vs/()1.1801.0830.9240.744由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。根據(jù)以上各線方程可求出篩

32、板塔的精餾段的負(fù)荷性能圖。見圖2-441A523圖2-4 塔板負(fù)荷性能圖2.4.3提餾段塔板主要工藝尺寸的計算。1、溢流裝置計算 因塔徑D=1.0m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤，各項計算如下：(1)堰長取=0.66D=0.66 1.0=0.66m(2)溢流堰高度 由=，選用平直堰，堰上液層高度 近似取E=1，則=0.015m 取板上清液層高度=60mm,故(3)弓形降液管寬度和截面積 由，查圖2-3，得故 依式（5-9）驗算液體在降液管中停留時間，即 故降液管設(shè)計合理(4)降液管底隙高度 取，則選用凹形受液盤，深度2塔板布置(1)塔板的分塊 因D800mm，故塔板采用分塊式，查表5

33、-3得，塔板分為3塊(2)邊緣區(qū)寬度確定 取(3)開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積按式（5-12）計算，即 其中 故(4)篩孔計算及其排列物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑 篩孔按正三角形排列，取孔中心距 篩孔數(shù)目：個開孔率為氣體通過篩孔的氣速為3.篩板的流體力學(xué)驗算(1)塔板壓降干板阻力計算干板阻力計算：=0.051 圖2-5 干篩孔的流量系數(shù)圖 由，查圖2-5得故液柱氣體通過液層計算 圖2-6充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖 查圖2-6，得 液柱液體表面張力的阻力計算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由式計算液柱氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計算： 液柱體通過每層塔板的壓降為（設(shè)計允許）(2)液面落差對于篩板塔、

34、液面落差很小、可忽略(3)液沫夾帶 故在本設(shè)計中，液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)(4)漏液對篩板塔，漏液點氣速計算實際孔速穩(wěn)定系數(shù)為(5)液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高即 苯-甲苯物系屬一般物系，取，則 板上不設(shè)進口堰，計算，即 液柱液柱 故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象4、塔板負(fù)荷性能圖(1)漏液線由得整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于表2-5表2-5提餾段漏液線上的氣液體積流量表0.00060.00150.00300.00450.3090.3170.3280.337由此表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1(2)液沫夾帶線以為限，求關(guān)系如下：由表2-6提餾段液沫夾帶線上的氣液體積流

35、量表0.00060.00150.00300.00451.2261.1671.0911.028由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2， (3)液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，得 取E=1，則據(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(4)液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限故據(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(5)液泛線全由聯(lián)立得忽略，將與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得式中 將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得故表2-7提餾段液泛線上的氣液體積流量表0.00060.00150.00300.00451.111.0370.9370.845由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5，

36、見圖2-7根據(jù)以上各線方程，可作出提餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖B13425圖2-7提留段篩板負(fù)荷性能圖第三章板式塔得結(jié)構(gòu)與機械設(shè)計3.1附件的計算3.1.1接管(1)進料管進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T形進料管。本設(shè)計采用直管進料管。F=61.15Kg/h , =869Kg/ 則體積流量 sVFM/m00172.03600869.61.15×87.92e=´進進管內(nèi)流速則管徑60.4mmm0604.014.36.000172.044=´´puVd取進料管規(guī)格65×2.5 則管內(nèi)徑d=60mm進料管實際流速smudV/61.022

37、06.014.300172.044=´´p(2)回流管 采用直管回流管L=D×R=18.08×2.81=50.80kmol/h，回流管的回流量平均密度3/4.876mkg=r則液體流量smVeLML/00126.0336004.876.31.7880.50=´´取管內(nèi)流速則回流管直徑mmmduVL7.320327.014.35.100126.044=´´p可取回流管規(guī)格35×2.5 則管內(nèi)直徑d=30mm回流管內(nèi)實際流速smudV/78.12203.014.300126.044=´´p

38、(3)塔頂蒸汽接管則整齊體積流量V=D（R+1）=18.08×（2.81+1）=68.88kmol/h=（68.88×78.31）/（1.88×3600）=0.797m3/s取管內(nèi)蒸汽流速則mduV260.014.315797.044=´´p可取回流管規(guī)格270×6 則實際管徑d=258mm塔頂蒸汽接管實際流速smudV/16214×0.2582.3.04×0.7094=(4)釜液排出管塔底w=43.07kmol/h 平均密度e=866kg/m³ 平均摩爾質(zhì)量kmolkg/96.91M=體積流量：smVe

39、wM/00127.0336004.866.43=´.07×91.96取管內(nèi)流速則mduV0569.014.35.000127.044=´´p可取回流管規(guī)格60×2.5 則實際管徑d=55mm塔頂蒸汽接管實際流速smudV/54.022055.014.300127.044=´´p(5)塔頂產(chǎn)品出口管徑D=18.08koml/h 相平均摩爾質(zhì)量kmolkgM/31.78=溜出產(chǎn)品密度3/9.876mkge=則塔頂液體體積流量V=DM/e=18.08×78.31/（876.4×3600）=0.00045 m&#

40、179; /s取管內(nèi)蒸汽流速則mmmduV5.190195.05.114.300045.044=´´p可取回流管規(guī)格25×2.5 則實際管徑d=20mm塔頂蒸汽接管實際流速smudV/43.12202.014.300045.044=´´p3.1.2冷凝器塔頂溫度tD=81.7 用原料冷卻t1=20 t2=30 則由tD=81.7 查液體比汽化熱共線圖得塔頂被冷凝量 冷凝的熱量取傳熱系數(shù)K=600W/m2k，則傳熱面積冷凝水流量3.1.3再沸器塔底溫度tw=107.8 用t0=135的低壓蒸汽，釜液出口溫度t1=112則 由tw=107.8 查液

41、體比汽化熱共線圖得又氣體流量Vh=1.17m3/s 密度則取傳熱系數(shù)K=600W/m2k，則傳熱面積加熱蒸汽的質(zhì)量流量3.2.塔體結(jié)構(gòu)（1） 塔頂空間 指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距，通常取HD為（ 1.52.0）HT。需要安裝除沫器時，要根據(jù)除沫器的安裝要求確定塔頂空間 取 HD=1m（二）塔底空間HB 則塔底空間為：HB=1.5m（3） 人孔開2個人孔，在第8塊板取一人孔，在第16塊板開一人口 板間Hp=600mm; 封頭和裙坐各開一人孔 人孔直徑為500mm 伸出筒體200mm裙坐取2m 封頭取 0.5m（4） 塔高H(不包括封頭、裙坐

42、)H=(n-nF-np-1)HT+nFHF+nPHp+HD+HB所以H=(22-1-2-1)0.4+10.5+20.6+1+1.5 =11.4第四章熱量衡算4.1 塔頂熱量衡算表6-1苯甲苯的蒸發(fā)潛熱與臨界溫度物質(zhì)沸點0C蒸發(fā)潛熱KJ/Kg臨界溫度TC/K苯80.1394288.5甲苯110.63363318.57由： 其中 則: t D = 81.7 0C時苯: 蒸發(fā)潛熱 甲苯: Tr 2 = (81.7 + 273.15) / 318.57 = 1.11 Tr1 = (110.63 + 273.15) / 318.57 = 1.2蒸發(fā)潛熱 M D = 78.31kg / molD '

43、; = M D × D = 78.31 × 18.08=1415.84kJ / kg IVD I LD = X D ×HVA -(1 -X D ) ×HVB = 0.986 × 400.71- (1- 0.986) × 289.23 = 391.05kJ / kg QC = ( R + 1) × D ' × ( IVD- I LD ) = (2.81+1) × 1415.84 × 391.05=2.109×106 kJ / kg4.2塔底熱量衡算其中 則: tw=107.80C

44、 苯: Tr 2 = (107.8 + 273.15) / 288.5 = 1.32 Tr1 = (80.1 + 273.15) / 288.5 = 1.22蒸發(fā)潛熱 HV 1 = HV 1 ×( 1- Tr 2) /(1-Tr1)0.38 = 394 ×( 1-1.32) /(1-1.22)0.38=454.29 kJ / kg甲苯: Tr 2 = (107.8 + 273.15) / 318.57 = 1.196 Tr1 = (110.63 + 273.15) / 318.57 = 1.2047蒸發(fā)潛熱 HV 2 = HV 1 ×( 1- Tr 2) /(1-

45、Tr1)0.38= 363×( 1-1. 1995) /(1-1.2047)0.38=357.058 = 91.96kg / mol D ' = × W = 91.96 × 43.07= 3960.71kJ / kg IVw- I Lw = (1- X w) ×HV2- X w×HV1 = (1- 0.013) × 359.47 -0.013× 454.29 = 348.89kJ / kg QC = ( R + 1) × D ' × (IVw- I Lw)= (2.81+1)×

46、3960.71× 348.89= 5.26× 106 kJ / kg 4.3 焓值衡算 由前面的計算過程及結(jié)果可知：塔頂溫度，塔底溫度，進料溫度。下: =99.14/ =124.36/ 下：/ / 下： 塔頂：（1）0時塔頂氣體上升的焓 QV 塔頂以 0為基準(zhǔn)。=2.68× 106 kJ / kg(2) 回流液的焓 (3) 塔頂餾出液的焓 因餾出口與回流口組成一樣，所以 (4) 冷凝器消耗的焓 QC (5) 進料口的焓 下： 所以 （6）塔底殘液 （7）再沸器 (全塔范圍內(nèi)列衡算式) 塔釜熱損失為 10%，則 =0.9 設(shè)再沸器損失能量加熱器實際熱負(fù)荷 第五章設(shè)計結(jié)果匯總序號項目精餾段提餾段1平均溫度，87.889.82平均壓力，kpa109.5117.93氣相流量,0.4010.4034液相流量,0.000870.00235實際塔板數(shù)1656塔徑,m1.01.07板間距，m0.40.48溢流形式單溢流單溢流9降液管形式弓形弓形10堰長,m0.660.6611堰高，m0.0520.04512板上液層高度，m0.060.0613堰上液層高度,m0.0520.04514降液管底隙高度，m0.020.004415安定區(qū)寬度，m0.0650.065