苯甲苯二元蒸餾課程設(shè)計(jì)

1、化工原料課程設(shè)計(jì)任務(wù)書發(fā)給學(xué)生： 班級(jí)： 一、題目設(shè)計(jì)一連續(xù)精餾塔裝置，用以分離： 苯-甲苯混合物 混合物二、原始數(shù)據(jù)1、原料：處理量： 17噸/小時(shí) 進(jìn)料狀態(tài)： 飽和液體 組成： xF=0.43（質(zhì)量） 2、產(chǎn)品要求： xD=0.97（摩爾），xW=0.03（摩爾） 3、冷凝器形式： 全凝器 冷卻劑溫度： 30 三、計(jì)算說明書內(nèi)容1、流程簡(jiǎn)圖2、工藝計(jì)算（包括物料衡算及熱量衡算總表）3、塔板計(jì)算4、塔體初步設(shè)計(jì)5、輔助設(shè)別的選用6、計(jì)算結(jié)果匯總表7、分析與討論四、繪圖要求1、塔體總圖2、塔板總圖一、工藝流程簡(jiǎn)圖如圖1，塔頂設(shè)全凝器，輕組分經(jīng)全凝器冷凝后，部分作為回流返回塔內(nèi)；塔底設(shè)有再沸器。

2、二、工藝計(jì)算1、全塔物料衡算原料組成：（質(zhì)量） 塔頂組成：（摩爾）塔底組成：（摩爾）摩爾衡算原料摩爾組成： 進(jìn)料量：摩爾衡算方程：，聯(lián)立求得：，質(zhì)量衡算由摩爾衡算結(jié)果，可得塔頂產(chǎn)品質(zhì)量流率塔底產(chǎn)品質(zhì)量流率由塔頂、塔底產(chǎn)品組成，也可分別求得苯、甲苯的摩爾流量和質(zhì)量流量。物料衡算結(jié)果如表1.表1 全塔物料衡算結(jié)果（Kmol/h或Kg/h）質(zhì)量流量 摩爾流量 組成 總流量 摩爾 質(zhì)量 摩爾流量 質(zhì)量流量進(jìn)料 苯 7310 93.59 0.471 0.43 198.76 17000 甲苯 9690 105.18 0.529 0.57 塔頂產(chǎn)品 苯 7062.67 90.42 0.97 0.965 93

3、.22 7320.31 甲苯 257.64 2.80 0.03 0.035 塔底產(chǎn)品 苯 247.33 3.17 0.03 0.026 105.55 9679.69 甲苯 9439.36 102.38 0.97 0.974 2、確定冷凝罐、塔頂及塔底的操作壓力和溫度（1）冷凝罐的壓力和溫度冷卻劑的溫度為30，為保證一定的傳熱溫差，通常產(chǎn)品冷卻后的溫度比冷卻劑高10-20，取t=15，則冷凝罐的溫度為45。假定凝液罐的壓力為1atm，則查圖1得KA=0.32,KB=0.13，此時(shí)，有壓力選高了。觀察圖表可以發(fā)現(xiàn)，當(dāng)壓力取為0.5atm時(shí)，仍不能滿足的要求，圖中低于0.5atm的相平衡數(shù)據(jù)難以獲得

4、，此時(shí)，不宜采用泡點(diǎn)方程。考慮到低壓時(shí)，安托因方程由低壓下的泡點(diǎn)方程 將t=45代入安托因方程，得，得。查飽和蒸汽壓圖2，可得45時(shí)，得，與安托因方程的計(jì)算結(jié)果一致。從冷凝罐的壓力出發(fā)，對(duì)本蒸餾體系有兩種方案：采取常壓蒸餾，冷凝罐中的液體為過冷液體，回流為過冷回流；采取減壓蒸餾。常壓蒸餾會(huì)引起塔內(nèi)各處溫度相應(yīng)提高，而塔底溫度的提高可能會(huì)引起塔內(nèi)物料的結(jié)焦、聚合、變質(zhì)或腐蝕設(shè)備。本體系為苯、甲苯，相對(duì)較輕，溫度升高不是很大時(shí)不會(huì)引起結(jié)焦問題；減壓蒸餾不僅需要增加真空設(shè)備的投資和操作費(fèi)用，而且由于真空下氣體體積的增加，將增大蒸餾塔的塔徑。綜合考慮，采用常壓蒸餾，此時(shí)，冷凝罐的壓力為1atm，溫度為

5、45。（2）塔頂操作壓力和溫度的確定冷凝罐內(nèi)壓力為1atm，塔頂蒸汽通過塔頂餾出管線及冷凝器的阻力一般為0.01-0.02Mpa，取阻力為0.01Mpa，則塔頂壓力為101.325+10=111.325Kpa。假定塔頂溫度為80，查圖3，得KA=0.84，KB=0.36，由露點(diǎn)方程，得，不滿足誤差小于0.01的要求。另取塔頂溫度為84，則KA=1.05，KB=0.42，此時(shí)，滿足誤差要求，故塔頂壓力為111.325Kpa，塔頂溫度為84。（3）塔底操作壓力和溫度的確定塔頂壓力加上全塔壓降即為塔底操作壓力。由經(jīng)驗(yàn)知，塔的實(shí)際板數(shù)一般為20-30，分離度高時(shí)，取的大些；每層板的壓降一般為3-6mm

6、Hg。取N=25，每層板的壓降為5mmHg，則塔底壓力為假設(shè)塔底溫度為110，查圖，得KA=1.73，KB=0.80，此時(shí)，由泡點(diǎn)方程，不滿足誤差要求。另假定塔底溫度為120，則KA=2.20，KB=0.96，此時(shí)，滿足誤差要求。故塔底溫度為120，塔底壓力為128Kpa。3、確定進(jìn)料狀態(tài)進(jìn)料為飽和液體進(jìn)料，故q=1；由常壓下T-x-y相圖，可讀得進(jìn)料溫度約為93.圖2 常壓下苯-甲苯體系T-x-y相圖4、做出y-x想平衡曲線塔頂、塔底的平均壓力為，與常壓相差不大，可近似用常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，得相平衡曲線如圖3.圖3 苯-甲苯體系的y-x相圖5、確定最小回流比及最小理論板數(shù)最小回流比在圖3中由

7、做垂線，交相平衡曲線于（0.471,0.690），即，可得最小回流比為最小理論板數(shù)塔頂?shù)南鄬?duì)揮發(fā)度為，塔底的相對(duì)揮發(fā)度為，可得全塔的平均相對(duì)揮發(fā)度為。由芬斯克公式，得。6、確定適宜回流比取不同的，由捷算法分別求出、，可得圖和圖，如圖4和圖5。下面以為例進(jìn)行計(jì)算。，故，采用吉利蘭關(guān)聯(lián)式，可得，據(jù)此，可得，。計(jì)算結(jié)果如表2。表2 不同的R/Rmin與N、（R+1）N R/Rmin R(R-Rmin)/(R+1)(N-Nmin)/(N+1) N(R+1)N1.11.40.0530 0.60 21.72 52.06 1.21.5272720.1006 0.55 19.09 48.19 1.31.654

8、5450.1437 0.51 17.36 46.03 1.41.7818180.1829 0.48 16.12 44.77 1.51.9090910.2186 0.44 15.17 44.08 1.62.0363630.2513 0.42 14.43 43.77 1.642.0872720.2637 0.41 14.18 43.72 1.72.1636360.2814 0.39 13.84 43.72 1.82.2909090.3092 0.37 13.35 43.86 1.92.4181810.3349 0.36 12.94 44.15 22.5454540.3588 0.34 12.59

9、44.56 2.12.6727270.3810 0.32 12.28 45.04 2.22.7999990.4017 0.31 12.02 45.60 2.32.9272720.4211 0.30 11.79 46.22 2.43.0545450.4392 0.29 11.58 46.88 2.53.1818180.4563 0.28 11.40 47.58 2.63.309090.4723 0.27 11.23 48.31 2.73.4363630.4875 0.26 11.08 49.07 2.83.5636360.5018 0.25 10.94 49.85 2.93.6909080.51

10、53 0.24 10.82 50.66 33.8181810.5281 0.23 10.70 51.48 利用表2中的數(shù)據(jù)，可得下圖。圖4 圖5 由上述分析可取。7、理論板數(shù)由y-x相圖做梯級(jí)，可得精餾段和提餾段的理論板數(shù)及進(jìn)料板位置。精餾段操作線方程提餾段操作線方程q線方程。圖6 Mcabe-Thiele圖解理論板數(shù)由圖6，可得精餾段的板數(shù)為7，提餾段的板數(shù)為7.8，進(jìn)料板為從塔頂往下數(shù)的第8塊塔板。8、全塔效率及實(shí)際板數(shù)（1）粘度塔頂溫度為84，查液體粘度共線圖6，可得，得塔頂平均粘度為。進(jìn)料為飽和液體進(jìn)料，進(jìn)入塔內(nèi)后，將達(dá)到氣液兩相平衡。由相平衡數(shù)據(jù)0.4460.4710.5130.66

11、8y0.725可采用內(nèi)插法，得塔內(nèi)進(jìn)料板上液相組成為得。查T-x-y圖，可得進(jìn)料板溫度為93。查圖得，故。塔底溫度為120，查圖得，故。精餾段液相平均粘度；提餾段液相平均粘度。（2）效率由之前的計(jì)算得，塔頂?shù)南鄬?duì)揮發(fā)度，可得，。由進(jìn)料板溫度，查相平衡常數(shù)圖可得，得。精餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度；提餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度。由奧康奈爾關(guān)聯(lián)，可得精餾段的效率；提餾段的效率。（3）實(shí)際板數(shù)精餾段的實(shí)際板數(shù)；提餾段的實(shí)際板數(shù)；全塔實(shí)際板數(shù)，其中，由塔頂向下數(shù)，第14塊板為進(jìn)料板。9、相關(guān)物性的計(jì)算（1）平均摩爾質(zhì)量塔頂氣相平均摩爾質(zhì)量；塔頂液相平均摩爾質(zhì)量；進(jìn)料板氣相平均摩爾質(zhì)量；進(jìn)料板液相平均摩爾質(zhì)量；塔底液

12、相平均摩爾質(zhì)量；塔底氣相平均摩爾質(zhì)量?？傻镁s段氣相平均摩爾質(zhì)量精餾段液相平均摩爾質(zhì)量提餾段氣相平均摩爾質(zhì)量提餾段液相平均摩爾質(zhì)量（2）密度氣相的密度為，液相的密度為苯、甲苯體系為二元理想體系，查找化工原理下冊(cè)壓縮因子圖可得，。塔內(nèi)進(jìn)料板處的壓力為；精餾段的平均壓力為；提餾段的平均壓力為。精餾段的平均溫度；提餾段的平均溫度。精餾段氣相平均密度；提餾段氣相平均密度。查找苯-甲苯的密度圖表7，可得塔頂84下，故塔頂液相的平均密度；進(jìn)料93下，可得進(jìn)料液相平均密度塔底120下，可得塔底液相平均密度精餾段液相平均密度；提餾段液相平均密度。精餾段氣相體積；提餾段氣相體積；精餾段液相體積；提餾段液相體積。

13、（3）液相表面張力液相表面張力的計(jì)算公式為。查圖7，塔頂84下，可得塔頂液相平均表面張力；進(jìn)料板93下，可得進(jìn)料板液相平均表面張力；塔底120下，可得塔底液相平均表面張力。精餾段液相平均表面張力；提餾段液相平均表面張力。10、全塔熱量衡算（1）塔頂塔頂冷負(fù)荷塔頂回流為過冷回流，不同于全塔回流比，因此，應(yīng)先求出冷回流比。冷回流量 由于塔頂產(chǎn)品不純，氣相通過頂層板濃度及組成變化不大，近似認(rèn)為。查苯、甲苯的焓圖8，得塔頂84下，氣相苯焓值，甲苯，可得；同理，84下，液態(tài)苯的焓值，甲苯，可得；冷凝罐條件45下，苯的焓值，甲苯，可得。冷回流量；冷回流比；塔頂?shù)睦湄?fù)荷冷凝器的熱負(fù)荷塔頂回流為過冷回流，塔頂

14、蒸汽首先經(jīng)冷凝器冷卻為飽和液相，再由冷卻器冷卻至過冷。由T-x-y相圖可以讀得，塔頂組成的飽和液相溫度為80.5，查苯、甲苯焓圖，可得全凝器出口焓值，苯，甲苯，出口飽和液體焓值。由此可得全凝器的冷負(fù)荷為冷卻器的熱負(fù)荷為。冷卻劑的用量冷卻劑選用水，取冷卻劑的出口溫度為45,。查得9水在30的定壓比熱容，水在45的定壓比熱容，故，可得冷卻劑的用量（2）塔頂產(chǎn)品（3）塔底產(chǎn)品塔底溫度120，查焓圖可得，可得。塔底產(chǎn)品帶出的熱量。（4）進(jìn)料進(jìn)料溫度93下，苯的焓值，甲苯，進(jìn)料焓值?？傻眠M(jìn)料帶入的熱量。（5）熱損失熱損失一般為再沸器熱負(fù)荷的5%-10%，取為7%。（6）再沸器由全塔熱量衡算，得，代入數(shù)值

15、，解得再沸器的熱負(fù)荷。熱損失。熱量衡算結(jié)果如表3。表3 全塔熱量衡算總表 焓/（ ） 熱量流率/（）進(jìn)料 22671.33 4.51塔頂產(chǎn)品 8856.65 0.826塔底產(chǎn)品 33289.27 3.51全凝器 - 8.82再沸器 - 9.30散熱損失 - 0.65111、適宜塔板間距、最大允許氣速及塔徑（1）適宜塔板間距塔板間距小，則霧沫夾帶量大，塔板間距大則霧沫夾帶量可減少；對(duì)易起泡體系，塔板間距較大，非起泡體系，塔板間距可適當(dāng)減小。苯和甲苯為非起泡體系，可初步選定塔板間距，板數(shù)清液層高度為，然后結(jié)合塔徑進(jìn)行校核。（2）最大允許氣速Smith法a、精餾段由，結(jié)合，讀史密斯圖9，可得。表面張

16、力校正系數(shù)，得，可得。對(duì)不易起泡體系，可取，不防取，可得精餾段的塔徑b、提餾段由，結(jié)合，查史密斯圖得，表面張力校正系數(shù)，故，可得取，可算得塔徑波津法a、精餾段對(duì)浮閥塔，由前蘇聯(lián)學(xué)者波津推薦的公式代入數(shù)據(jù)，可得查化工原理課程設(shè)計(jì)表2-4，得系統(tǒng)因數(shù)，取安全系數(shù)，可得適宜的流通截面上的氣速，適宜的空塔氣速?？傻盟絙、提餾段代入數(shù)據(jù)，得最大允許氣速與精餾段相同，取，得適宜的流通截面上的氣速取，可得塔徑綜上，兩種方法分別對(duì)精餾段和提餾段計(jì)算，得到4個(gè)不同的塔徑，應(yīng)取其中較大者，進(jìn)行圓整，即，圓整后為1.6m，此時(shí)，塔內(nèi)的氣速為三、塔板設(shè)計(jì)1、溢流裝置的設(shè)計(jì)計(jì)算溢流裝置包括降液管、溢流堰和受液盤等幾部

17、分，其結(jié)構(gòu)和尺寸對(duì)塔的性能有重要影響，是決定塔板負(fù)荷能力的一個(gè)重要因素。在設(shè)計(jì)中應(yīng)使降液管面積及溢流周邊具有一定的彈性，否則在改變處理量或調(diào)節(jié)回流比時(shí)，很可能發(fā)生降液管液泛，特別是加壓操作的場(chǎng)合。（1）板上液流型式的選擇對(duì)有溢流的板式塔，常用的塔板流動(dòng)型式有單流型、雙流型、回流型及其他流型。結(jié)合塔徑及液相負(fù)荷，可根據(jù)經(jīng)驗(yàn)進(jìn)行板上液流型式的選擇。塔徑為1600mm，提餾段液相負(fù)荷為39.65m3/h，板上液流可選用單流型。（2）溢流堰溢流堰又稱出口堰或外堰，其作用是維持塔板上有一定的液層厚度并使液體能較均勻地橫過塔板流動(dòng)，它的主要尺寸是堰高h(yuǎn)w和堰長(zhǎng)lw。堰長(zhǎng)：?jiǎn)瘟魇剿宓难唛L(zhǎng)一般為塔徑的60%

18、-80%，可??；堰高：常壓和加壓塔，一般取堰高為，可選堰高；溢流堰的形式：一般采用平口堰，只有當(dāng)堰上液層高度很小時(shí)，才改用齒行堰。本塔選用平口堰。（3）降液管面積及寬度對(duì)于弓形降液管，由前面選取的，查化工原理課程設(shè)計(jì)附錄七弓形函數(shù)表，可得，可分別求得降液管寬度，降液管面積。（4）受液盤塔板上用于接收降液管流下液體的那部分區(qū)域稱為受液盤，有凹行和平行兩種。對(duì)于直徑較大的塔，特別是有測(cè)線抽出時(shí)，則須選用凹形受液盤，這樣可以保證測(cè)線抽出的連續(xù)、均勻性，還可以造成正液封，且有利于起泡的分離。凹形受液盤的深度一般取為50mm。此外，停工時(shí)，為排進(jìn)板上的存液，在受液盤上應(yīng)開有淚孔。本塔塔徑大于1400mm

19、，應(yīng)開兩個(gè)10的淚孔，且都開在受液盤的中心線上。（5）降液管底隙高度為了使液體順利地流到下層塔板，防止沉積物及堵塞，降液管的底隙必須足夠大。對(duì)于凹形受液盤，一般底隙高度等于盤深，故取。2、浮閥塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)的確定（1）浮閥形式的選擇浮閥的形式很多，可分為圓盤形及條形兩種，其中前者的使用叫廣泛，本塔選用圓盤形浮閥中的F-1型浮閥。它具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、安裝制造方便、節(jié)省材料等優(yōu)點(diǎn)。常用材料為1Cr13Ni9Ti合金鋼。F-1浮閥有輕重之分，輕閥采用厚1.5mm的薄板充成，質(zhì)量約25g；重閥用厚2mm的薄板沖壓而成，質(zhì)量約33g。由于輕閥慣性小，振動(dòng)頻率高，滯后時(shí)間長(zhǎng)，故本塔選用重閥。最小開度 2.5mm

20、閥孔 39mm最大開度 8.5mm閥徑 48mm（2）浮閥的排列浮閥的排列方式多采用三角形排列，又分為順排和叉排。由于叉排時(shí)，塔板上氣液兩相的接觸較為理想，鼓泡均勻，因此，本塔選用叉排形式。由于塔徑較大，塔板需要分塊，塔板寬度要符合一定的規(guī)范，因此，本塔選用等腰三角形排列，其底邊固定為75mm，三角形的高（排間距）根據(jù)開孔率進(jìn)行變更。（3）開孔率浮閥塔板的開孔率是指閥孔總面積與塔板總面積之比，即：開孔率是浮閥塔板的一項(xiàng)重要參數(shù)：開孔率過大，則容易產(chǎn)生漏液；過小則壓降過高，且不利于兩相均勻接觸。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)直接選取根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，在常壓及減壓塔中，開孔率一般可取10%-15%；在加壓塔中則取得較小，一般為

21、6%-9%?？扇”舅拈_孔率為14%，則閥孔總面積，塔頂?shù)谝粔K板的氣相密度為 ，對(duì)塔頂?shù)谝粔K板做物料衡算，可得，故塔頂?shù)谝粔K板的氣相流量為，進(jìn)而可得閥孔氣速為。由閥孔動(dòng)能因數(shù)的經(jīng)驗(yàn)值推算開孔率浮閥塔板正常操作時(shí)，閥孔動(dòng)能因數(shù)一般在8-17之間，當(dāng)閥孔動(dòng)能因數(shù)在9-12之間時(shí)，浮閥剛剛?cè)_，工作狀態(tài)最好。假定閥孔動(dòng)能因數(shù)為，可得適宜閥孔氣速為，閥孔總面積，開孔率，大于經(jīng)驗(yàn)值的上限，不合適。另假設(shè)閥孔動(dòng)能因數(shù)為12，采用與上面相同的步驟，可得適宜閥孔氣速，閥孔總面積，開孔率，處于經(jīng)驗(yàn)范圍內(nèi)。由適宜閥孔氣速求得開孔率適宜的閥孔氣速應(yīng)當(dāng)?shù)扔诨虼笥谂R界閥孔氣速。所謂臨界閥孔氣速就是使閥剛剛?cè)_時(shí)的閥孔氣

22、速。對(duì)于F-1重閥，臨界閥孔氣速為同樣以塔頂?shù)谝粔K板為例，可得臨界閥孔氣速為，則閥孔總面積為，進(jìn)一步可得開孔率為。由上面的分析，可初步選定塔頂?shù)谝粔K塔板的開孔率為，此時(shí)，閥孔氣速。3、塔板布置（1）區(qū)域的劃分初步選定了塔板的結(jié)構(gòu)參數(shù)之后，便可以進(jìn)一步作出塔板的布置圖。塔板的兩側(cè)是降液管區(qū)和受液盤區(qū)，其寬度相等；中央為鼓泡區(qū)，從進(jìn)口堰到離它最近的一排浮閥之間為液體分布區(qū)，其寬度為，一般在80-110mm之間；從出口堰到鼓泡區(qū)之間的區(qū)域?yàn)槠颇瓍^(qū)，其寬度為，一般與相等；塔壁由于安裝有支撐圈，所以要求塔壁與離它最近的閥孔中心線有一定的距離，為，對(duì)分塊式塔板，一般。如果有幾排浮閥離塔壁過遠(yuǎn)，以致會(huì)造成液

23、體走短路，則可適當(dāng)設(shè)置擋板。塔板各區(qū)域的初步排布情況如圖7。圖7 塔板各區(qū)域的分布情況（2）浮閥數(shù)的確定由浮閥的開孔率及閥孔氣速，可得浮閥總數(shù)圓整為152。對(duì)浮閥塔板，塔板上的有效面積為其中，； 。代入，得塔板有效面積取等腰三角形的底邊長(zhǎng)，則可得排間距（等腰三角形的高）為可進(jìn)一步求得與液流垂直方向的浮閥排數(shù)由上述數(shù)據(jù)，可在方格紙上繪制塔板布置草圖，從而確定塔板上的實(shí)際閥孔總數(shù)。4、典型塔板的設(shè)計(jì)（1）塔頂?shù)诙K板塔頂?shù)诙K板的基本物性計(jì)算塔頂?shù)诙K板和塔頂?shù)谝粔K板的相對(duì)揮發(fā)度近似相等，即，塔頂?shù)谝粔K板的氣相組成，由，可得塔頂?shù)诙K板的液相組成為，又由精餾段操作線方程，可得塔頂?shù)诙K板氣相組成。

24、故第二塊塔板的氣相平均摩爾質(zhì)量，塔頂?shù)诙K板的液相組成為。塔頂?shù)诙K板的壓力為，由T-x-y相圖可讀得塔頂?shù)诙K板的溫度近似為84，故塔頂氣相的平均密度為，塔頂?shù)诙K板的氣相流量為。開孔率a、直接選取開孔率的經(jīng)驗(yàn)值選取開孔率為，則閥孔總面積為，閥孔氣速為。b、由適宜閥孔氣速求得開孔率塔頂?shù)诙K板的臨界閥孔氣速為，取適宜閥孔氣速為臨界閥孔氣速的1.2倍，即，則閥孔總面積為，開孔率為。c、由閥孔動(dòng)能因數(shù)的經(jīng)驗(yàn)值推算開孔率首先假定塔頂?shù)诙K板的閥孔動(dòng)能因數(shù)為，閥孔的總面積為，開孔率，大于15%，不合理?？闪砣￠y孔動(dòng)能因數(shù)為，采用與上述同樣的方法，可得閥孔氣速為，閥孔總面積，開孔率。塔板布置a、區(qū)域的

25、劃分破沫區(qū)、液體分布區(qū)及邊緣區(qū)的尺寸與塔頂?shù)谝粔K塔板的選取相同。b、浮閥數(shù)的確定由浮閥的開孔率及閥孔氣速，可得浮閥總數(shù)圓整為239。對(duì)浮閥塔板，塔板上的有效面積為其中，； 。代入，得塔板有效面積取等腰三角形的底邊長(zhǎng)，則可得排間距（等腰三角形的高）為可進(jìn)一步求得與液流垂直方向的浮閥排數(shù)由上述數(shù)據(jù)，可在方格紙上繪制塔板布置草圖，從而確定塔板上的實(shí)際閥孔總數(shù)。（2）塔底最后一塊板塔底最后一塊板的基本物性計(jì)算塔底最后一塊板的氣液相組成均為：。塔底氣相平均摩爾質(zhì)量，塔底最后一塊板的液相平均摩爾質(zhì)量。塔底最后一塊板的壓力為，溫度為120，可得塔底最后一塊板的氣相密度為，塔底最后一塊板的氣相體積流量為。開孔

26、率a、直接選取開孔率的經(jīng)驗(yàn)值選取開孔率為，則閥孔總面積為，閥孔氣速為。b、由適宜閥孔氣速求得開孔率塔頂?shù)诙K板的臨界閥孔氣速為，取適宜閥孔氣速為臨界閥孔氣速的1.2倍，即，則閥孔總面積為，開孔率為。c、由閥孔動(dòng)能因數(shù)的經(jīng)驗(yàn)值推算開孔率首先假定塔頂?shù)诙K板的閥孔動(dòng)能因數(shù)為，閥孔的總面積為，開孔率，大于15%，不合理?？闪砣￠y孔動(dòng)能因數(shù)為，采用與上述同樣的方法，可得閥孔氣速為，閥孔總面積，開孔率。塔板布置a、區(qū)域的劃分破沫區(qū)、液體分布區(qū)及邊緣區(qū)的尺寸與塔頂?shù)谝粔K塔板的選取相同。b、浮閥數(shù)的確定取開孔率為13.4%，閥孔氣速為6.54m/s，可得浮閥總數(shù)圓整為224。對(duì)浮閥塔板，塔板上的有效面積為其

27、中，； 。代入，得塔板有效面積取等腰三角形的底邊長(zhǎng)，則可得排間距（等腰三角形的高）為可進(jìn)一步求得與液流垂直方向的浮閥排數(shù)由上述數(shù)據(jù)，可在方格紙上繪制塔板布置草圖，從而確定塔板上的實(shí)際閥孔總數(shù)。（3）典型塔板浮閥排布結(jié)果由圖可知塔頂?shù)诙K板排得的實(shí)際板數(shù)為232，實(shí)際閥孔總面積，實(shí)際開孔率為，實(shí)際閥孔氣速，實(shí)際閥孔動(dòng)能因數(shù)。塔底最后一塊板的實(shí)際板數(shù)為218，實(shí)際閥孔總面積，實(shí)際開孔率為，實(shí)際閥孔氣速，實(shí)際閥孔動(dòng)能因數(shù)。塔頂?shù)诙K板及塔底最后一塊板的設(shè)計(jì)結(jié)果基本滿足要求。四、浮閥塔典型塔板流體力學(xué)計(jì)算1、塔頂?shù)诙K板（1）基本物性由前面的計(jì)算結(jié)果知：塔頂?shù)诙K板的氣相密度為，液相密度近似與塔頂?shù)谝?/p>

28、塊板密度相同，即，液相體積流量為，氣相體積流量為，液相表面張力為，查表可得塔頂?shù)诙K板條件下，苯的氣相粘度為，甲苯的粘度為，氣相粘度為。（2）塔板壓力降塔板壓力降可認(rèn)為由三部分組成，即為氣流通過干塔板的壓力降、通過液層的壓力降及客服液相表面張力的壓力降三者之和：a、干板壓力降氣流通過干塔板的阻力在浮閥全開前、后是不相同的，閥全開前，阻力主要是由閥重引起，而全開后，阻力則隨氣流通過閥孔的速度的平方而變化。33gF-1重閥，全開前的干板壓降為：全開后的干板壓降為b、液層壓力降氣體通過液層的壓力降應(yīng)等于液層的靜壓，若忽略板上的液面落差，則其中，為充氣系數(shù)，一般可取0.5-0.6；為出口堰高，m；為堰

29、上液頭高，m。對(duì)于平口堰 其中，為液相體積流率，；E為液流收縮系數(shù)。液流收縮系數(shù)是考慮到塔壁對(duì)堰附近的液流所起的收縮作用，可由圖2-16-液流收縮系數(shù)圖查取，圖中的橫坐標(biāo)為，由圖可讀得液流收縮系數(shù)為，可進(jìn)一步求得堰上液頭高又已知出口堰高，取，可得液層壓力降c、克服表面張力的壓力降克服表面張力的壓力降為，很小，一般可忽略。（3）霧沫夾帶量上升氣流的霧沫夾帶量與板間距、液層厚度、氣速、液相物性和塔板結(jié)構(gòu)有關(guān)，一般工業(yè)上正常操作的霧沫夾帶量長(zhǎng)控制在Kg霧沫/Kg氣體，對(duì)浮閥塔板常用阿列克山德羅夫經(jīng)驗(yàn)式計(jì)算霧沫夾帶量：其中，為霧沫夾帶量，Kg霧沫/Kg氣體；為塔的有效鼓泡面積與塔全截面積之比，即；系數(shù)

30、，對(duì)浮閥塔，當(dāng)氣速接近泛點(diǎn)氣速時(shí)取高值，速度較小時(shí)取低值；為板上液層高度，mm；又有 其中，為液相表面張力，dyne/cm；為氣相粘度，；，為常數(shù)，查表得，；代入數(shù)據(jù)，可得，取，從而可得核算泛點(diǎn)率所謂泛點(diǎn)，是廣義地指塔內(nèi)液面泛濫（包括過量霧沫夾帶）而導(dǎo)致的塔效率劇降的操作點(diǎn)。泛點(diǎn)率是一種統(tǒng)計(jì)的關(guān)聯(lián)值，它的意義是設(shè)計(jì)負(fù)荷與泛點(diǎn)負(fù)荷之比，以百分率表示。浮閥塔的泛點(diǎn)率可由下面的式子求?。浩渲?，為泛點(diǎn)率，%；為氣相負(fù)荷因數(shù)，；為泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)，可通過查圖2-17-浮閥塔板泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖求得，由，可查得；為系統(tǒng)因數(shù)；為液相流程長(zhǎng)，對(duì)單流式，m；為液流面積，對(duì)單流式。將數(shù)據(jù)代入，可分別求得，故泛點(diǎn)率應(yīng)取兩者

31、中的較大值，即，小于80%-82%。（4）降液管內(nèi)液面高度降液管內(nèi)液層高度超過一定值以后，就可能因液體所攜帶的泡沫充滿整個(gè)降液管而發(fā)生“淹塔”（即降液管液泛），使塔的正常操作被破壞。降液管內(nèi)液面高度 為塔板上的液面落差，浮閥塔很小，一般可忽略；為液層流過降液管時(shí)的阻力損失，m液柱，由兩部分組成，；其中，從而可得故。從而。為防止淹塔，應(yīng)使，取，可得，故不會(huì)發(fā)生淹塔。（5）漏液塔板上液體的泄漏量隨閥重、氣相密度、閥孔氣速、閥的開度的增加而減少，而隨液層厚度的增加而增加，其中閥重及閥孔氣速的影響最為顯著。對(duì)F-1重閥，其泄露點(diǎn)的閥孔動(dòng)能因數(shù)可通過下式計(jì)算：其中，代入數(shù)據(jù)，可得，實(shí)際閥孔動(dòng)能因數(shù)為12

32、.39，不會(huì)發(fā)生泄露。（6）液體再降液管內(nèi)的停留時(shí)間及流速液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間不足，將使液體中所夾帶的氣泡來(lái)不及分離而帶至下一層板，使塔板效率下降。這種不正常的操作狀況稱為降液管超負(fù)荷。液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間可通過下式計(jì)算根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，一般要求，降液管停留時(shí)間符合經(jīng)驗(yàn)值。液體在降液管內(nèi)的流速液體在降液管內(nèi)的流速；液體的允許氣速可通過下面的方法計(jì)算：當(dāng)HT0.75m時(shí)，也可用下式計(jì)算取二者中的最小者，則，要求液體再降液管內(nèi)的實(shí)際流速小于或等于允許流速的0.7-0.9倍，取下限0.7，得，大于0.0368m/s，即降液管停留時(shí)間符合要求。2、塔底最后一塊板（1）基本物性由

33、前面的計(jì)算結(jié)果知：塔頂?shù)诙K板的氣相密度為，液相密度近似與塔頂?shù)谝粔K板密度相同，即，液相體積流量為，氣相體積流量為，液相表面張力為，查表可得塔底最后一塊板條件下，苯的氣相粘度為，甲苯的粘度為，氣相粘度為。（2）塔板壓力降塔板壓力降可認(rèn)為由三部分組成，即為氣流通過干塔板的壓力降、通過液層的壓力降及客服液相表面張力的壓力降三者之和：a、干板壓力降氣流通過干塔板的阻力在浮閥全開前、后是不相同的，閥全開前，阻力主要是由閥重引起，而全開后，阻力則隨氣流通過閥孔的速度的平方而變化。33gF-1重閥，全開前的干板壓降為：全開后的干板壓降為b、液層壓力降氣體通過液層的壓力降應(yīng)等于液層的靜壓，若忽略板上的液面落

34、差，則其中，為充氣系數(shù)，一般可取0.5-0.6；為出口堰高，m；為堰上液頭高，m。對(duì)于平口堰 其中，為液相體積流率，；E為液流收縮系數(shù)。液流收縮系數(shù)是考慮到塔壁對(duì)堰附近的液流所起的收縮作用，可由圖2-16-液流收縮系數(shù)圖查取，圖中的橫坐標(biāo)為，由圖可讀得液流收縮系數(shù)為，可進(jìn)一步求得堰上液頭高又已知出口堰高，取，可得液層壓力降c、克服表面張力的壓力降克服表面張力的壓力降為，很小，一般可忽略。（3）霧沫夾帶量上升氣流的霧沫夾帶量與板間距、液層厚度、氣速、液相物性和塔板結(jié)構(gòu)有關(guān)，一般工業(yè)上正常操作的霧沫夾帶量長(zhǎng)控制在Kg霧沫/Kg氣體，對(duì)浮閥塔板常用阿列克山德羅夫經(jīng)驗(yàn)式計(jì)算霧沫夾帶量：其中，為霧沫夾帶

35、量，Kg霧沫/Kg氣體；為塔的有效鼓泡面積與塔全截面積之比，即；系數(shù)，對(duì)浮閥塔，當(dāng)氣速接近泛點(diǎn)氣速時(shí)取高值，速度較小時(shí)取低值；為板上液層高度，mm；又有 其中，為液相表面張力，dyne/cm；為氣相粘度，；，為常數(shù)，查表得，；代入數(shù)據(jù)，可得，取，從而可得核算泛點(diǎn)率所謂泛點(diǎn)，是廣義地指塔內(nèi)液面泛濫（包括過量霧沫夾帶）而導(dǎo)致的塔效率劇降的操作點(diǎn)。泛點(diǎn)率是一種統(tǒng)計(jì)的關(guān)聯(lián)值，它的意義是設(shè)計(jì)負(fù)荷與泛點(diǎn)負(fù)荷之比，以百分率表示。浮閥塔的泛點(diǎn)率可由下面的式子求取：其中，為泛點(diǎn)率，%；為氣相負(fù)荷因數(shù)，；為泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)，可通過查圖2-17-浮閥塔板泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖求得，由，可查得；為系統(tǒng)因數(shù)；為液相流程長(zhǎng)，對(duì)單流式

36、，m；為液流面積，對(duì)單流式。將數(shù)據(jù)代入，可分別求得，故泛點(diǎn)率應(yīng)取兩者中的較大值，即，小于80%-82%。（4）降液管內(nèi)液面高度降液管內(nèi)液層高度超過一定值以后，就可能因液體所攜帶的泡沫充滿整個(gè)降液管而發(fā)生“淹塔”（即降液管液泛），使塔的正常操作被破壞。降液管內(nèi)液面高度 為塔板上的液面落差，浮閥塔很小，一般可忽略；為液層流過降液管時(shí)的阻力損失，m液柱，由兩部分組成，；其中，從而可得故。從而。為防止淹塔，應(yīng)使，取，可得，故不會(huì)發(fā)生淹塔。（5）漏液塔板上液體的泄漏量隨閥重、氣相密度、閥孔氣速、閥的開度的增加而減少，而隨液層厚度的增加而增加，其中閥重及閥孔氣速的影響最為顯著。對(duì)F-1重閥，其泄露點(diǎn)的閥孔

37、動(dòng)能因數(shù)可通過下式計(jì)算：其中，代入數(shù)據(jù)，可得，實(shí)際閥孔動(dòng)能因數(shù)為12.39，不會(huì)發(fā)生泄露。（6）液體再降液管內(nèi)的停留時(shí)間及流速液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間不足，將使液體中所夾帶的氣泡來(lái)不及分離而帶至下一層板，使塔板效率下降。這種不正常的操作狀況稱為降液管超負(fù)荷。液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間可通過下式計(jì)算根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，一般要求，降液管停留時(shí)間符合經(jīng)驗(yàn)值。液體在降液管內(nèi)的流速液體在降液管內(nèi)的流速；液體的允許氣速可通過下面的方法計(jì)算：當(dāng)HT0.75m時(shí)，也可用下式計(jì)算取二者中的最小者，則，要求液體再降液管內(nèi)的實(shí)際流速小于或等于允許流速的0.7-0.9倍，取下限0.7，得，大于0.0368

38、m/s，即降液管停留時(shí)間符合要求。3、塔頂?shù)诙K板的負(fù)荷性能圖（1）過量霧沫夾帶線令，可推得，取不同的，可得相對(duì)應(yīng)的，結(jié)果如表4。（2）淹塔線淹塔線表示降液管內(nèi)泡沫層高度達(dá)到最大允許值時(shí)的關(guān)系，有其中，。（3）過量泄露線過量泄露線又稱為氣相負(fù)荷下限線，可取作為泄露點(diǎn)，則（4）降液管超負(fù)荷線降液管超負(fù)荷線又稱為液相負(fù)荷上限線，此線反應(yīng)了液體在降液管中停留時(shí)間的最低限。降液管中的最小停留時(shí)間一般為3-5s。（5）液相負(fù)荷下限線為保證塔板上液體均勻分布，要求堰上液頭高度不小于6mm，則。由上述的分析，可分別得到塔頂?shù)诙K板和塔底最后一塊板的液相、氣相流量情況如表4、表5。表4 塔頂?shù)诙K板液相、氣相

39、流量液相流量（m3/h）氣相流量（m3/h）過量霧沫夾帶線淹塔線過量泄露線降液管超負(fù)荷線液相負(fù)荷下限線2814202632384450566268748010754.73 10589.36 10424.00 10258.64 10093.28 9927.91 9762.55 9597.19 9431.83 9266.46 9101.10 8935.74 8770.38 8605.01 12926.4912514.3412169.8211836.6611498.0511144.9510770.9610370.509938.03 9467.36 8951.05 8379.47 7739.38 70

40、11.11 2893.29 2893.29 2893.29 2893.29 2893.29 2893.29 2893.29 2893.29 2893.29 2893.29 2893.29 2893.29 2893.29 2893.29 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 表5 塔底最后一塊板的液相、氣相流量液相流量（m3/h）

41、氣相流量（m3/h）過量霧沫夾帶線淹塔線過量泄露線降液管超負(fù)荷線液相負(fù)荷下限線281420263238445056626874809729.61 9578.82 9428.02 9277.23 9126.44 8975.64 8824.85 8674.05 8523.26 8372.47 8221.67 8070.88 7920.08 7769.29 11080.44 10727.15 10431.83 10146.26 9856.00 9553.33 9232.74 8889.48 8518.77 8115.32 7672.74 7182.79 6634.11 6009.85 2553.87

42、 2553.87 2553.87 2553.87 2553.87 2553.87 2553.87 2553.87 2553.87 2553.87 2553.87 2553.87 2553.87 2553.87 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 利用表中的數(shù)據(jù)，可得兩塊典型塔板的負(fù)荷性能圖分別如圖8、圖9所示。圖8 塔頂?shù)诙K

43、板負(fù)荷性能圖圖9 塔底最后一塊板負(fù)荷性能圖4、全塔負(fù)荷性能圖采用aspen模擬，可得全塔各個(gè)塔板的詳細(xì)參數(shù)，從而可作出全塔負(fù)荷性能圖。全塔負(fù)荷性能圖的各個(gè)指標(biāo)如下圖。圖10 閥孔動(dòng)能因數(shù)圖11 降液管出口液速圖12 降液管入口液速圖13 降液管停留時(shí)間圖14 濕板壓降圖15 霧沫夾帶圖16 泄露圖17 清液層高度四、塔體的初步設(shè)計(jì)板式塔主要是由筒體、封頭、塔內(nèi)構(gòu)件（包括塔板、降液管和受液盤）、人孔、進(jìn)出口管和裙座等組成；塔內(nèi)有塔板、降液管等；塔體的下部設(shè)有裙座和基礎(chǔ)環(huán)（圈），為檢修和安裝方便，開有人孔和手孔。1、筒體的設(shè)計(jì)塔設(shè)備的筒體主要為圓柱形，主要尺寸是直徑、高度和壁厚，卷焊而成的筒體的公

44、稱直徑指筒體的內(nèi)徑。（1）塔頂空間高度為便于安裝破沫網(wǎng)和人孔，減少塔頂出口氣體的攜帶量，塔頂要留有一定空間，通常，塔頂空間高度，本塔取。（2）塔底空間高度由塔底第一塊板到塔底封頭接線的距離稱為塔底空間。為了保證塔底產(chǎn)品抽出的穩(wěn)定，使塔底液體不致抽空，一般可取塔底產(chǎn)品的停留時(shí)間為10-15min，塔底空間的高度一般為，本塔取塔底空間為。（3）進(jìn)料空間高度進(jìn)料如果是液相，則應(yīng)稍大于一般的板間距，并滿足人孔的安裝需要即可。如果是兩相進(jìn)料，則要取得大一些，以利于進(jìn)料兩相的分離。一般取，本塔取下限，即。（4）筒體的總高度筒體的總高度可通過下式計(jì)算取開有人孔的塔板高度為800mm，其他一般塔板的高度為45

45、0mm，可得塔的總高為。（5）筒體的材料及厚度筒體材料為Q235鋼板；苯-甲苯體系的操作壓力為0.13MPa，小于3MPa，塔徑為1600mm，由化工原理課程設(shè)計(jì)表3-1，可查得筒體厚度為5mm，考慮到體系的腐蝕性，可取筒體厚度為10mm。2、封頭的設(shè)計(jì)封頭的常用形式有橢圓形、碟形、球形及錐形等，其中，橢圓形封頭在石油化工中應(yīng)用最廣，它由曲面部分及直邊部分組成。標(biāo)準(zhǔn)橢圓封頭的長(zhǎng)短軸之比為2，常用材料有碳鋼、低合金鋼等，與筒體可直接焊接，也可以分別焊上法蘭，用螺栓等緊固。由化工原理課程設(shè)計(jì)表3-2，可查得，塔徑1600mm時(shí)，標(biāo)準(zhǔn)橢圓封頭的曲面高度為400mm，直邊高度為40mm，封頭厚度為10

46、mm。3、人孔和手孔的選用對(duì)于直徑大于800mm的大塔，應(yīng)安裝人孔。在處理清潔的物料時(shí)，每隔6-8塊塔板設(shè)一個(gè)人孔；當(dāng)物料很臟時(shí)，每隔3-5塊塔板設(shè)一個(gè)人孔。設(shè)計(jì)結(jié)果如下人孔位置塔頂714（進(jìn)料）21塔底塔板間距mm1000800100080026004、裙座的設(shè)計(jì)塔設(shè)備的裙座可分為圓筒形和圓錐形兩種，當(dāng)塔的高徑比大于30時(shí)，風(fēng)力穩(wěn)定性差，應(yīng)采用圓錐形裙座，其余情況一般采用圓筒形裙座。（1）塔底引出管已知塔底出料的體積流量為，假設(shè)塔底引出管內(nèi)的流體流速為0.4m/s，可求得塔底引出管線的直徑為由化工原理課程設(shè)計(jì)表3-8可查得，塔底引出管的公稱直徑為125mm，結(jié)果規(guī)格（外徑X厚度）：133X6

47、，結(jié)果射出長(zhǎng)度為200mm，補(bǔ)強(qiáng)圈外徑為250mm，內(nèi)徑為137mm。（2）基礎(chǔ)環(huán)裙座底部的螺栓座包括基礎(chǔ)環(huán)和壓板，有時(shí)二者之間用筋板加強(qiáng)?；A(chǔ)環(huán)的內(nèi)徑為；基礎(chǔ)環(huán)的外徑為?？蓳?jù)此求得基礎(chǔ)環(huán)的內(nèi)徑為1400mm，外徑為2000mm。5、接管的設(shè)計(jì)（1）塔頂蒸汽出口管從塔頂至冷凝器的蒸汽導(dǎo)管的尺寸必須適當(dāng)，以避免過大的壓力降。由表3-5查得，對(duì)常壓塔，管內(nèi)的蒸汽流速一般為12-20m./s，取，又塔頂蒸汽的體積流量為可得，蒸汽導(dǎo)管的直徑為，查化工設(shè)備課本，可得蒸汽導(dǎo)管的公稱直徑為400mm，外徑為426mm，厚度為9mm。（2）回流管回流管管徑計(jì)算有兩種情況：當(dāng)塔頂冷凝器安裝在塔頂平臺(tái)時(shí)，重力自流

48、，流速為0.2-0.5m/s；當(dāng)回流用泵輸送時(shí)，流速可取為1.5-2.5m/s。由前面的工藝計(jì)算已經(jīng)求得回流量為，體積流量為，塔頂回流管為重力自流，取管內(nèi)流速為0.4m/s，可得回流管的管徑為，由化工裝備課本可查得回流管的公稱直徑為133mm，厚度為4mm。（3）進(jìn)料管進(jìn)料為飽和液相，采用泵輸送料液，管內(nèi)流速為1.5-2.5m/s，可取為12.m/s，進(jìn)料的體積流量為，可得進(jìn)料管的管徑為。由化工裝備課本可查得進(jìn)料管的公稱直徑為80mm，外徑為89mm，厚度為4mm。（4）塔底出料管見裙座設(shè)計(jì)。（5）塔底至再沸器的接管循環(huán)式再沸器管內(nèi)的液相流量與塔底循環(huán)比有關(guān)，所謂循環(huán)比即塔底液體的循環(huán)量與再沸器的氣化量之比，對(duì)于熱虹吸式再沸器，循環(huán)比應(yīng)大于或等于5，接管內(nèi)的液體流速為1-1.5m/s。取循環(huán)比為5，可得管內(nèi)的流量為取管內(nèi)的流速為1.2m/s，可得接管的直徑為查化工設(shè)備課本，可得接管的公稱直徑為100mm，外徑為108mm，厚度為4mm。（6）再沸器返塔接管對(duì)于熱虹吸式再沸器和泵強(qiáng)制輸送的再沸器，返塔的為氣液兩相。取氣相流速為12m/s，當(dāng)循環(huán)比為5時(shí)，氣化的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為0.1667，可得氣液混相在管內(nèi)的流速為管內(nèi)的氣相流量為，可得管徑為