苯-甲苯體系板式精餾塔設(shè)計

北京理工大學(xué)化工原理課程設(shè)計化工原理課程設(shè)計設(shè)計題目:苯-甲苯體系板式精餾塔設(shè)計化工原理課程設(shè)計任務(wù)書設(shè)計任務(wù)分離含苯35%，甲苯65%的二元均相混合液，要求所得單體溶液的濃度不低于97%。（以上均為質(zhì)量分率）物料處理量：20000噸/年。（按300天/年計）物料溫度為常溫（可按20℃計）。設(shè)計內(nèi)容設(shè)計一常壓下連續(xù)操作的板式精鎦塔，設(shè)計內(nèi)容應(yīng)包含：方案選擇與流程設(shè)計；工藝計算（物料、熱量衡算，操作方式與條件確定等），主要設(shè)備的工藝尺寸計算（塔高、塔徑）；主體設(shè)備設(shè)計，塔板選型與布置，流體力學(xué)性能校核，操作負荷性能圖，附屬設(shè)備選型； 繪制工藝流程示意圖、塔體結(jié)構(gòu)示意圖、塔板布置圖；（設(shè)計圖紙可手工繪制或CAD繪圖）計算機輔助計算要求物性計算①編制計算二元理想混合物在任意溫度下熱容的通用程序；②編制計算二元理想混合物在沸騰時的汽化潛熱的通用程序。氣液相平衡計算①編制計算二元理想混合物在任意溫度下泡點、露點的通用程序；②編制計算二元理想混合物在給定溫度、任意組成下氣液分率及組成的通用程序。精餾塔計算①編制計算分離二元理想混合液最小回流比的通用程序；②編制分離二元理想混合液精餾塔理論塔板逐板計算的通用程序。采用上述程序?qū)υO(shè)計題目進行計算報告要求設(shè)計結(jié)束，每人需提交設(shè)計說明書（報告）一份，說明書格式應(yīng)符合畢業(yè)論文撰寫規(guī)范，其內(nèi)容應(yīng)包括：設(shè)計任務(wù)書、前言、章節(jié)內(nèi)容，對所編程序應(yīng)提供計算模型、程序框圖、計算示例以及文字說明，必要時可附程序清單；說明書中各種表格一律采用三線表，若需圖線一律采用坐標(biāo)紙（或計算機）繪制；引用數(shù)據(jù)與計算公式須注明出處（加引文號），并附參考文獻表。說明書前后應(yīng)有目錄、符號表；說明書可作封面設(shè)計，版本一律為十六開(或A4幅面)。摘要化工生產(chǎn)與現(xiàn)在生活密切相關(guān)，人類的生活離不開各色各樣的化工產(chǎn)品。設(shè)計化工單元操作，一方面綜合了化學(xué)，物理，化工原理等相關(guān)理論知識，根據(jù)課程任務(wù)設(shè)計優(yōu)化流程與工藝，另一方面也要結(jié)合計算機等輔助設(shè)備與機械制圖等軟件對數(shù)據(jù)和圖形進行處理。本次設(shè)計旨在分離苯與甲苯混合物，苯與甲苯化學(xué)性質(zhì)相同，可按理想物系處理。通過所學(xué)的化工原理理論知識，根據(jù)物系物理化學(xué)特性及熱力學(xué)參數(shù)，對精餾裝置進行選型與優(yōu)化，對于設(shè)備的直徑，高度，操作條件（溫度、壓力、流量、組成等）對其生產(chǎn)效果，如產(chǎn)量、質(zhì)量、消耗、操作費用的影響尋找最優(yōu)值。本次設(shè)計塔設(shè)備選用板式塔，氣體以鼓泡的形式穿過板上的液層，進行傳質(zhì)與傳熱，選用板式塔中結(jié)構(gòu)簡單造價低廉的篩板塔。前言作為一名學(xué)習(xí)化學(xué)工程與工藝專業(yè)的學(xué)生，化工原理是專業(yè)課中的重中之重。通過大三一年專業(yè)課的學(xué)習(xí)，我們初步掌握了化工流程與工藝的理論知識。化工原理這門課程緊密聯(lián)系了化工生產(chǎn)實際，是一門實踐性極強的工程性學(xué)科。而化工原理課程設(shè)計更具備綜合性與實踐性，為化工原理理論課與實際運用的橋梁。在這次課程設(shè)計中，我更加深刻地體會到了化工單元操作的具體環(huán)節(jié)，同時也大大提高了自己分析問題與解決問題的能力，有利于自己在未來的學(xué)習(xí)與工作中更好地去處理事務(wù)。此次課程設(shè)計是分離苯與甲苯混合物。苯與甲苯屬于二元理想混合物，設(shè)計中采用的是常壓連續(xù)精餾。本次設(shè)計塔的選型為板式塔，采用的是篩板塔。篩板塔的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，制造維修方便，造價低，相同條件下生產(chǎn)能力高于浮閥塔，塔板效率接近浮閥塔。其缺點是穩(wěn)定操作范圍窄，小孔徑篩板以堵塞，不適宜處理黏性大的、臟的和帶固體粒子的料液。熱量由塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進行精餾分離。塔頂冷凝裝置選用全凝器。為使塔的操作穩(wěn)定，免受季節(jié)氣溫影響，精餾，提餾段采用相同的塔徑以便于制造，采用飽和液體（泡點）進料。蒸餾采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器?；亓鞅冗x用最小回流比1.5倍（一般R=(1.1~2)Rmin。通過相關(guān)理論與經(jīng)驗公式對所需數(shù)據(jù)進行處理與計算。同時在設(shè)計過程中也充分利用了計算機輔助計算與CAD制圖。將所學(xué)的知識充分結(jié)合起來。完成了本次課程設(shè)計的要求。設(shè)計是一項創(chuàng)造勞動，身處其中，我們痛并快樂著。對于每一個工藝參數(shù)的設(shè)計，做到小心翼翼；對于每一個小任務(wù)的完成又倍有成就感，設(shè)計過程計算量很大，這也要求我們以嚴肅認真的態(tài)度對待設(shè)計，對自己所提交的數(shù)據(jù)負責(zé)。在整個過程中極大地鍛煉了自己各方面的能力。TOC\o"1-4"\h\z\u設(shè)計題目:苯-甲苯體系板式精餾塔設(shè)計 1化工原理課程設(shè)計任務(wù)書 2 設(shè)計任務(wù) 2 設(shè)計內(nèi)容 2 計算機輔助計算要求 2 報告要求 3摘要 4前言 5第1章 詳細設(shè)計方案 81.1 設(shè)計任務(wù)說明 81.2 流程設(shè)計 91.2.1 分離苯與甲苯工藝流程圖： 91.2.2 流程說明 91.3 設(shè)計方案 101.3.1 精餾方式選擇 101.3.2 進料熱狀態(tài) 111.3.3 操作壓力 121.3.4 回流比的選擇 121.3.5 回流比 121.3.6 塔頂冷凝器的冷凝方式 131.3.7 精餾塔類型的選擇 13第2章 精餾過程工藝設(shè)計 152.1 原料狀態(tài) 152.1.1 苯與甲苯的物理性質(zhì) 162.1.2 物料衡算： 162.1.3 摩爾分數(shù) 162.1.4 露點、泡點的計算 172.2 圖解法求理論塔板數(shù) 202.2.1 苯與甲苯飽和蒸汽壓的確定 202.2.2 回流比R的確定 212.2.3 操作線方程 252.2.4 圖解步驟 252.2.5 相對揮發(fā)度 262.2.6 全塔效率 282.3 逐板計算法計算理論塔板數(shù) 292.4 相關(guān)物性參數(shù)計算 312.4.1 操作溫度 312.4.2 操作壓力 322.4.3 平均摩爾質(zhì)量計算 322.4.4 平均密度 332.4.5 液相平均表面張力 352.4.6 液相平均黏度 362.4.7 熱容 372.4.8 氣化潛熱 40第3章 精餾塔塔體工藝尺寸計算 423.1 塔徑的計算 423.1.1 精餾段塔徑的計算 423.1.2 提餾段塔徑的計算 443.2 精餾塔有效高度計算 45第4章 塔板主要工藝尺寸 464.1 溢流裝置計算 464.1.1 溢流堰長lw： 464.1.2 溢流出口堰高度hw 464.1.3 弓形降液管寬度Wd和截面積Af 484.1.4 降液管底隙高度h0 494.2 塔板布置 504.2.1 塔板的分塊 504.2.2 邊緣區(qū)寬度確定 504.2.3 開孔區(qū)面積計算 504.2.4 篩孔數(shù)n與開孔率 51第5章 篩板的流體力學(xué)驗算 535.1 精餾段 535.1.1 塔板壓降△Pp 535.1.2 液面落差 555.1.3 液沫夾帶 555.1.4 漏液 555.1.5 液泛 565.2 提餾段 575.2.1 塔板壓降 575.2.2 液沫夾帶 585.2.3 漏液 595.2.4 液泛 59第6章 塔板負荷性能圖 616.1 精餾段 616.1.1 漏液線 616.1.2 液沫夾帶線 616.1.3 液相負荷下限線 626.1.4 液相負荷上限線 626.1.5 液泛線 636.2 提餾段 656.2.1 漏液線 656.2.2 液沫夾帶線 666.2.3 液相負荷下限線 676.2.4 液相負荷上限線 676.2.5 液泛線 67第7章 板式塔的結(jié)構(gòu)及塔體高度 717.1 塔體結(jié)構(gòu) 717.1.1 塔體總高度 717.2 附屬設(shè)備設(shè)計 747.2.1 塔的接管 748.2.2 冷凝器 768.2.3 進料預(yù)熱器 778.2.4 再沸器 788.2.5 離心泵 798.2.6 貯罐 79第8章 程序設(shè)計 807.1二元理想混合物在任意濃度下泡點、露點的計算 807.2最小回流比計算程序 827.3苯與甲苯溶液在給定溫度、任意組成下氣液分率及組成的通用程序。 837.4二元混合精餾塔理論塔板逐板計算的通用程序 857.5計算二元在任意溫度下熱容的通用程序 877.6計算二元混合物在沸騰時的汽化潛熱的通用程序 90詳細設(shè)計方案設(shè)計任務(wù)說明分離物系：苯和甲苯混合物。分離裝置：常壓下的連續(xù)精餾裝置。進料熱狀態(tài)：飽和液體（泡點）進料。加熱方式：間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝?；亓鞅冗x擇：該物系屬易分離物系，最小回流比比較小，操作回流比取最小回流比的1.5倍。流程設(shè)計分離苯與甲苯工藝流程圖：圖1-1工藝流程圖流程說明原料液利用用離心泵從原料貯罐輸送到原料預(yù)熱器中，預(yù)熱器將原料加熱到泡點溫度后，在塔中部某一適合位置不斷加入塔內(nèi)。整個塔由若干層塔板按一定間距疊置而成，由塔板提供氣、液兩項接觸的場所，一層塔板就是一個接觸級。原料進入塔內(nèi)后，分為兩部分：甲苯（重組分）蒸汽在塔頂冷凝器中冷凝，部分冷凝液回流入塔，由上而下經(jīng)過塔板，與自下而上的苯蒸汽進行傳質(zhì)，到達塔底后流出，大部分經(jīng)過塔底再沸器間接加熱重新氣化返回塔內(nèi)，以形成延塔上升的氣流，小部分經(jīng)冷卻器成為產(chǎn)品進入產(chǎn)品貯罐并進行熱量回收利用，在回流罐內(nèi)加入水噴射泵和自動控制系統(tǒng)，對塔內(nèi)壓力進行控制。輕組分乙醇進入塔內(nèi)后和自下而上的蒸汽一起通過塔板到達塔頂，而后作為塔釜加熱器和原料加熱器的加熱工質(zhì)分別流過塔釜加熱器和原料加熱器，然后，進入冷卻器冷卻，冷卻后經(jīng)分配器一部分回流至塔內(nèi)繼續(xù)進行循環(huán)。精餾塔中的上升氣流與下降液流延塔進行多次接觸級蒸餾，從而使上升氣流中的易揮發(fā)組分逐板增加，同時下降液流中的易揮發(fā)組分逐板減少，只要塔板數(shù)目足夠多，就能夠使精餾塔不斷地從塔頂和塔底獲得合格的產(chǎn)品并實現(xiàn)穩(wěn)定操作。設(shè)計方案精餾方式選擇氣-液平衡共存時，氣相中易揮發(fā)組分含量較液相為富的原理，在實施蒸餾分離時，可選用簡單蒸餾、間歇蒸餾、連續(xù)精餾以及特殊精餾等。簡單蒸餾也稱微分蒸餾，是一種不穩(wěn)定的單級蒸餾過程，需分批（間歇）進行。原料液一次加入蒸餾釜中，在一定壓強下加熱至沸，使液體不斷汽化。汽化的蒸汽引出，冷凝后加以收集，得到塔頂產(chǎn)品，即餾出液。簡單蒸餾屬于間歇操作。簡單蒸餾時，氣液兩相的接觸比較充分，可以認為兩相的組分達到了平衡。受相平衡比的限制，簡單蒸餾的分離程度不高。通常用于混合液的初步分離，也用于石油產(chǎn)品的某些物理指標(biāo)的評定。間歇精餾是將料液成批投入蒸餾釜，逐步加熱汽化，待釜液組成降至規(guī)定值后一次性排出的操作。間歇精餾為非定態(tài)過程，在精餾過程中，釜液組成不斷降低，若在操作時保持回流比不變（R不變），則隨時下降；反之，若保持不變，則在精餾過程中不斷提高（增大）R。為了達到預(yù)期分離要求，實際操作可靈活多樣，例如在操作初期可逐步加大回流比使不變，但R過大，經(jīng)濟上不合理。故操作后期可保持R不變，若所得的餾出液不符合要求，可將此部分產(chǎn)物并入下一批原料再次精餾。間歇精餾往往采用填料塔，這樣可盡量減小持液量（塔身積存的液體量）。持液量將影響間歇精餾過程及產(chǎn)品的數(shù)量。間歇精餾時全塔均為精餾段，無提餾段。因此獲得同樣的塔底、塔頂組成的產(chǎn)品，間歇精餾的能耗必大于連續(xù)精餾。間歇精餾一般用于混合液的分離要求較高而料液品種或組成經(jīng)常變化的情況。連續(xù)精餾裝置，包括精餾塔、再沸器、冷凝器等。連續(xù)精餾典型操作如：精餾塔供汽液兩相接觸進行相際傳質(zhì)，位于塔頂?shù)睦淠魇拐羝玫讲糠掷淠?，部分凝液作為回流液返回塔頂，其余餾出液是塔頂產(chǎn)品。位于塔底的再沸器使液體部分汽化，蒸汽沿塔上升，余下的液體作為塔底產(chǎn)品。進料加在塔的中部，進料中的液體和上塔段來的液體一起沿塔下降，進料中的蒸汽和下塔段來的蒸汽一起沿塔上升。與間歇精餾相比較，連續(xù)精餾的優(yōu)點：一、工藝控制點的控制參數(shù)穩(wěn)定，正常情況下無明顯變化。二、全新概念的回流分配技術(shù)，使精餾塔的采出量、回流量以最優(yōu)化方式精確控制，使塔的能耗、物耗降至最低，分離功效最佳。三、獨特的全凝器設(shè)備技術(shù)，使物料在該系統(tǒng)中只發(fā)生冷凝過程，無冷卻過程，因而使回流流體依然保持泡點，最大限度發(fā)揮精餾塔的分離功效。四、大比表面、大通氣量，低阻力降的高效填料的應(yīng)用，大大提高精餾塔的分離功效，減少物耗、能耗，降低設(shè)備造價。五、由于連續(xù)精餾的控制點的控制參數(shù)穩(wěn)定，所以能量損失小，更加節(jié)能。六、國內(nèi)獨特的無滯液分布器，保證精餾塔內(nèi)實現(xiàn)零滯液量，精餾塔的操作更穩(wěn)定，控制更便利，產(chǎn)品質(zhì)量得到更充分保證。七、連續(xù)精餾與間歇精餾相比產(chǎn)品的品質(zhì)穩(wěn)定，而且產(chǎn)品的品質(zhì)更佳。其他還有一些特殊精餾方式，如：恒沸精餾、萃取精餾、多組分精餾、鹽效應(yīng)精餾和分子精餾等。由于生產(chǎn)規(guī)模以及純度的要求，本次設(shè)計采用連續(xù)精餾方式。進料熱狀態(tài)進料熱狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、塔的熱負荷及回流量均有密切的聯(lián)系。在實際生產(chǎn)過程中進料狀態(tài)有多種。一般以進料熱狀態(tài)參數(shù)q表示：實際操作過程中，一般都將料液預(yù)熱到泡點或接近泡點才送入塔中，其主要原因是由于此時塔的操作比較容易控制且不易受季節(jié)氣溫的影響；在泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計和制造上提供了方便。故本次的q=1（泡點進料熱狀態(tài)參數(shù)值）。操作壓力精餾操作通?？稍诔骸⒓訅汉蜏p壓下進行。確定操作壓力時，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)濟上的合理性進行考慮。采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導(dǎo)致塔徑增加，同時還需要使用抽真空的設(shè)備。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應(yīng)在加壓下進行精餾。當(dāng)物性無特殊要求時，一般在常壓下操作，這樣不僅降低了對塔體本身的耐壓要求，同時降低了操作成本，不影響分離效率，適合于工業(yè)用途。苯的常壓沸點在80.1℃，甲苯的常壓沸點為110.63℃，常壓操作可以滿足要求，因此本次設(shè)計采用常壓操作?；亓鞅鹊倪x擇蒸精餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱。如蒸餾釜殘液中的主要組分是水，且在低濃度下輕組分的相對揮發(fā)度較大時（如乙醇與水）宜用直接蒸汽加熱。其優(yōu)點是可以利用壓強較低的加熱蒸汽以節(jié)省操作費用，并省掉間接加熱設(shè)備。但由于直接蒸汽的加熱，對釜內(nèi)溶液起一定稀釋作用，在進料條件和產(chǎn)品純度、輕組分收率一定的前提下，釜液濃度相應(yīng)降低，故需要在提餾段增加塔板數(shù)以達到生產(chǎn)要求。本設(shè)計是苯-甲苯體系，因此采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器?；亓鞅冗x擇回流比，主要從經(jīng)濟觀點出發(fā)，力求使設(shè)備費用和操作費用之和最低。一般經(jīng)驗值為式中R——操作回流比Rmin——最小回流比課程設(shè)計中，選用塔頂冷凝器的冷凝方式塔頂上升蒸汽可根據(jù)需要進行全部冷凝和部分冷凝。若要全冷凝，則采用全凝器，這樣蒸汽就全部冷凝為液體，一部分回流至塔內(nèi)，一部分再經(jīng)冷卻器冷卻作為塔頂產(chǎn)品引出。若需部分冷凝，則采用分凝器，讓部分蒸汽冷凝為液體，并作為回流液引入塔內(nèi)，余下蒸汽可根據(jù)需要進入冷凝冷卻器，冷凝并進而冷卻后做為塔頂產(chǎn)品引出。對于小塔，冷凝器可采用簡單的蛇管換熱器；對于大塔，一般都采用列管式換熱器。冷卻介質(zhì)一般采用冷卻水，為了提高冷卻介質(zhì)流速，進而提高其對流傳熱系數(shù)，一般都讓冷卻水走管程，蒸汽在管外冷卻。采用分凝器，就等于增加了理論塔板，這對塔頂蒸汽起到了一定的增濃作用，也有利于操作的控制，但卻增加了設(shè)備費。本次設(shè)計采用全凝器將塔頂蒸汽全部冷凝，然后部分回流入塔內(nèi)，其余作為塔頂產(chǎn)品引出。精餾塔類型的選擇精餾、吸收操作過程中，大都采用板式與填料塔兩種型式的塔設(shè)備。板式塔是一種逐級（板）接觸型的汽液傳質(zhì)設(shè)備，塔內(nèi)一塔板作為基本構(gòu)件，氣體以鼓泡或噴射的型式穿過塔板上的液層，使氣液兩相密切接觸進行傳質(zhì)。圖1-2：板式塔示意圖填料塔屬于微分接觸型的氣液傳質(zhì)設(shè)備。塔內(nèi)以填料作為氣液接觸和傳質(zhì)的基本構(gòu)件，液體在填料表面呈膜狀向下流動，氣體呈連續(xù)相自下而上流動，并進行氣液兩相間的傳質(zhì)。板式塔和填料塔均可作為蒸餾、吸收等汽液傳質(zhì)過程，但兩者之間進行比較和選擇時，應(yīng)考慮多方面的因素。表1-1給出了板式塔和填料塔主要的比較情況。表1-1：板式塔和填料塔的比較項目板式塔填料塔壓降較大小尺寸填料較大；大尺寸填料及規(guī)整填料較小空塔氣速較大小尺寸填料較?。淮蟪叽缣盍霞耙?guī)整填料較大塔效率較穩(wěn)定，效率較高傳統(tǒng)填料低；新型亂堆及規(guī)整填料高持液量較大較小液氣比適應(yīng)范圍較大對液量有一定要求安裝檢修較易較難材質(zhì)常用金屬材料金屬及非金屬材料均可造價大直徑時較低新型填料投資較大在進行板式塔和填料塔選型比較時，下列情況應(yīng)優(yōu)先選用填料塔：1）有的新型填料具有很高的傳質(zhì)效率，在分離程度要求高的情況下，采用新型填料可降低塔的高度。2）新型填料的壓降較低，對節(jié)能有利，加之新型填料具有較小的持液量，很適于熱敏物料的蒸餾分離。3）對腐蝕性物料，填料塔可選用非金屬材料的填料。4）易于發(fā)泡的物料也宜選填料塔，因為在填料塔內(nèi)氣相主要不以氣泡形式通過液相，可減少發(fā)泡危險。在下列情況下應(yīng)優(yōu)先考慮板式塔：1）板式塔內(nèi)液體滯料量大較大，操作負荷范圍較寬，操作易于穩(wěn)定，對進料濃度的變化也不甚敏感。2）液相負荷較小的情況。這是填料塔會由于填料表面濕潤不充分難以保證分離效率。3）對易結(jié)垢、有結(jié)晶的物料，板式塔堵塞的危險小。4）需要設(shè)置內(nèi)部換熱元件如蛇管，或需要多個進料口或多個側(cè)線出料口時，板式塔的結(jié)構(gòu)易于實現(xiàn)。5）安裝、檢修、清洗較方便。在苯與甲苯的分離過程中，由于苯和甲苯性質(zhì)接近，也沒有特殊性質(zhì)，綜合考慮，本設(shè)計中選用板式塔。精餾過程工藝設(shè)計原料狀態(tài)分離物系：苯～甲苯二元均相混合液原料狀態(tài)：進料溫度20℃，苯含量35%，甲苯含量65%分離要求：所得苯溶液的濃度不低于97%設(shè)計能力要求：20000噸/年。（按300天/年計）操作壓力：常壓（101.325KPa）苯與甲苯的物理性質(zhì)表2-1：苯和甲苯物理性質(zhì)物質(zhì)分子式摩爾質(zhì)量/Mr沸點/℃臨界溫度tC/℃臨界壓強pC/kPa苯C6H67880.1288.56833.4甲苯C6H5-CH392110.6318.64107.7物料衡算：F：進料量（kmol/h）xF:原料組成（摩爾分數(shù)）D：塔頂產(chǎn)品流量（kmol/h）xD：塔頂組成（摩爾分數(shù)）W：塔底殘液流量（kmol/h）xW：塔底組成（摩爾分數(shù)）摩爾分數(shù)苯的摩爾質(zhì)量MA=78kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量MB=92kg/mol原料組成：塔頂苯的摩爾分數(shù)：塔底組成（設(shè)含苯1%以下）原料液平均摩爾質(zhì)量：塔頂平均摩爾質(zhì)量：塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量：總物料衡算原料處理量聯(lián)立解得kmol/hkmol/h露點、泡點的計算泡點是指在恒壓下液體開始沸騰的溫度，露點是指恒壓下氣體開始凝結(jié)時的溫度。通過編程實現(xiàn)求得在不同組成下的泡點、露點溫度。在編程中假定平衡常數(shù)僅為溫度、壓力的函數(shù)。具體程序框圖見下：泡點相平衡方程熱力學(xué)方程泡點時系統(tǒng)滿足歸一方程歸一方程計算中假定平衡常數(shù)僅為溫度的函數(shù)。采用牛頓迭代法，迭代公式為：蒸汽壓的計算采用安托因方程：A，B，C均可從化工手冊可以查到。露點相平衡方程熱力學(xué)方程露點時系統(tǒng)滿足歸一方程歸一方程計算中假定平衡常數(shù)僅為溫度的函數(shù)。采用牛頓迭代法，迭代公式為：蒸汽壓的計算采用安托因方程：A，B，C均可從化工手冊可以查到。泡點程序框圖：開始開始輸入輸入P,T0,xi,ε,Ai,Bi,Ci,i=1,2T=TT=T0Pi=PKKi=T=T-F(T)T=T-F(T)yiyF(T)=yF(T)=y1+y2-1FF’(T)=xF(T)<F(T)NYYTbTb=T露點程序框圖為：開始開始P,TP,T0,yi,ε,Ai,Bi,CiT=TT=T0PPKKT=T-T=T-F(T)xxF(T)=xF(T)=x1+x2-1FF’(T)=yNF(T)NF(T)YYTTd=T圖解法求理論塔板數(shù)苯與甲苯飽和蒸汽壓的確定苯和甲苯在特定溫度下的飽和蒸汽壓可以由由安托因（Antoine）方程確定：其中，有文獻查得苯和甲苯常數(shù)，如下表所示：表2-2Antoine常數(shù)組分ABC苯6.022321206.350220.237甲苯6.078261343.943219.377回流比R的確定當(dāng)R=Rmin時，達到分離要求所需的理論板數(shù)=∞，相應(yīng)的設(shè)備費用易為無限大；當(dāng)R稍稍增加，N即從無窮大急劇減少，隨R的增大R對N的影響逐漸減弱。實用回流比應(yīng)在下限Rmin與上限R=∞之間選取。在苯與甲苯的x-y相圖中確定Rmin.查化工手冊得：表2-3：苯-甲苯溶液氣液平衡數(shù)據(jù)（101.3kPa）溫度/℃液相中苯（摩爾分數(shù)）/%氣相中苯（摩爾分數(shù)）/%110.40.00.0108.06.013.8106.010.823.2104.015.831.9102.021.039.9100.026.447.398.032.254.396.038.360.894.044.666.892.051.372.590.058.477.888.066.082.986.073.887.684.082.492.182.091.596.481.096.398.580.2100.0100.0據(jù)此作出苯與甲苯x-y圖圖2-1：苯-甲苯的y-x圖及圖解理論板最小回流比與回流比的確定泡點進料時，q線垂直于x軸，垂直的q線與平衡線的交點e(0.388,0.388)作垂線ef即為進料線（q線）,該線與平衡線的交點坐標(biāo)為：故最小回流比為：取操作回流比為：也可使用計算機輔助計算求最小回流比：由根據(jù)四點共線得：聯(lián)立求解二次方程得：式中程序框圖：開始開始輸入輸入α,xF,xD,qNYNq=1Yq=0

NYNq=1Yq=0操作線方程（1）精餾塔的氣、液相負荷：故：精餾段操作線方程為提餾段操作線方程為圖解步驟在x-y圖中作出平衡曲線（根據(jù)表一氣液平衡關(guān)系）及對角線。在x軸上定出x=xD、xF、xW的點，并通過這三點依次按垂線定出對角線上的點a,f,b.(圖表欄，添加繪圖到圖層，兩點確定一條直線。)在y軸上定出yc=xD/(R+1)的點c,聯(lián)結(jié)點a，點c作出精餾段的操作線。由進料熱狀況求出q線的斜率q/(q-1),并通過點f作q線。（泡點進料，q線垂直于x軸）將q線、精餾段操作線ac的交點d與點b聯(lián)結(jié)成提餾段的操作線bd。從點a開始，在平衡線與線ac之間作梯級，當(dāng)梯級跨過點d時，此梯級就相當(dāng)于加料板。然后改在平衡線與線bd間作梯級，直到再跨過點b為止。由此得到苯與甲苯的x-y圖由圖可得：總理論板層數(shù)NT=16，其中NT精=7，NT提=9（不包括再沸器），進料板位置NF=8.相對揮發(fā)度泡點是指在恒壓下液體開始沸騰的溫度，露點是指恒壓下氣體開始凝結(jié)時的溫度。由表2-3數(shù)據(jù)可畫出苯與甲苯的t-x-y相圖和x-y相圖；同時，為了得到t-x-y相圖和x-y相圖，需要知道苯和甲苯溶液在不同溫度下平衡時的氣、液相組成。這可以通過計算機計算得到。其程序框圖如下圖所示：開始開始輸入輸入P,T,zi,ε,Ai,Bi,Ci,i=1,2x=0x=0PPKKy1=Ky1=yyNx=x+εNx=x+εYYyy=1xx1=Nx1+Nxy=y-εy=y-εNx≤zi≤yNx≤NYzi<xzzYYYYYYxi=0xi=0xi=xxi=由此可得到苯與甲苯的t-x-y圖圖2-2苯與甲苯的t-x-y圖查圖得：塔頂，塔釜塔平均溫度：t平時，相對揮發(fā)度：全塔效率奧康奈爾（O’connell）法求全塔效率將全塔效率關(guān)聯(lián)成的函數(shù)，其中為塔頂及塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度；為塔頂及塔底平均溫度下進料液相平均黏度mPa·s。函數(shù)關(guān)系可表示為：此法適用于=0.1~7.5,且板上液流長度≤1.0米的一般公業(yè)板式塔。因此全塔效率實際塔板數(shù)N精餾段，取13層提餾段，取17層逐板計算法計算理論塔板數(shù)逐板計算是確定精餾塔理論板數(shù)最常用的方法。要利用平衡線和操作線進行交替計算。精餾段操作線方程為：提餾段操作線方程為：相對揮發(fā)度為：平衡線方程為：逐板計算程序流程圖：開始開始輸入輸入n=0n=0x=f(y)x=f(y)y=n=n+1y=n=n+1NxNxYYN=n，N=n，m=0YNNNt=N+MM=mYx<xWm=m+1x=f(y)y=1.458x-0.005

YNNNM=mYxm=m+1x=f(y)y=1.458x-0.005相關(guān)物性參數(shù)計算操作溫度由于塔頂、塔釜、進料液的氣液相達平衡，可以利用表2-3中數(shù)據(jù)由插值法求得tD、tD、Antoine方程的表達式為：對于苯：對于甲苯：令由安托因方程可求得代入上式，得低于101.3kPa，說明所設(shè)t偏低。再設(shè)由安托因方程可求得稍大于101.3kPa，說明所設(shè)t偏大。再設(shè)由安托因方程可求得略低于101.3kPa，說明所設(shè)t偏小。再設(shè)由安托因方程可求得與101.3kPa接近。取tD=80.7同理，進料板溫度塔釜溫度tw=109.9℃精餾段平均溫度提餾段平均溫度：操作壓力塔頂操作壓力（絕壓）取每層塔板壓降則進料板壓力塔釜壓力：精餾段平均壓力提餾段平均壓力平均摩爾質(zhì)量計算（1）塔頂氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量由平衡曲線（圖2-2）得塔頂：（2）進料板氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：圖2-1中進料板位置查得：查平衡曲線得進料板：（3）塔釜氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：0.005塔釜：（4）精餾段氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量:（5）提餾段氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：平均密度已知：混合液密度：1理想氣體密度：式中a為質(zhì)量分數(shù)，M為平均相對分子質(zhì)量查化工手冊得到常壓下不同溫度的苯和甲苯的密度：表2-4：苯與甲苯的液相密度溫度t/℃8090100110120ρL,苯/(kg/m3)815803.9792.5780.3768.9ρL,甲苯/(kg/m3)810800.2790.3780.3770.9氣相平均密度由理想氣體狀態(tài)方程計算，即精餾段：提餾段：液相平均密度使用內(nèi)插法求得在tF、tD塔頂液相平均密度：同理可得：：進料板液相的質(zhì)量分數(shù)為進料板液相平均密度：由塔底液相平均密度：精餾段液相平均密度為提餾段液相平均密度為：液相平均表面張力查手冊得苯與甲苯表面張力表2-5：苯和甲苯液體表面張力溫度t/℃8090100110120σ苯/(mN/m)21.2720.0618.8517.6616.49σ甲苯/(mN/m)21.6920.5919.9418.4117.31液相平均表面張力計算公式：由內(nèi)插法計算表面張力：，計算得：故：塔頂液相平均表面張力，計算得故：進料板液相平均表面張力，計算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：液相平均黏度由化工手冊可查得苯與甲苯不同溫度下的黏度：表2-6苯和甲苯液體黏度溫度t/℃μL，苯/(mPa·s)μL，甲苯/(mPa·s)800.3080.311900.2790.2861000.2550.2641100.2330.2541200.2150.228液相平均粘度計算公式：，內(nèi)插法計算得：塔頂液相平均粘度：，得，得進料板液相平均粘度：塔底液相平均黏度：精餾段液相平均黏度為：提餾段液相平均黏度為：熱容查手冊可得到不同溫度下苯與甲苯的熱容表2-7：苯和甲苯的熱容溫度t/℃6080100120CP,苯/(kJ/kg·K)1.8281.8811.9532.047CP,甲苯/(kJ/kg·K)1.8341.9021.9702.073，內(nèi)插法計算得塔頂液相平均熱容：，計算得進料板液相平均熱容：，計算得塔底液相平均熱容：精餾段液相平均熱容為：提餾段液相平均熱容為：對二元理想混合物在任意溫度下熱容的計算：理想氣體熱容：C液體熱容Rowlinson-Bondi法：C式中：Tr為對比溫度；ω為偏心因子；R為通用氣體常數(shù)；求Tr：T式中：T為混合物溫度TC為臨界溫度求ω用Rdmister法：w開始框圖：開始輸入輸入ACCCp=CYT>TNNθiθwwTTT<TT<TYYCC0.25CpC氣化潛熱根據(jù)手冊可得：表2-8：苯和甲苯的汽化潛熱溫度t/℃6080100120r,苯/(kJ/kg)407.7394.1379.3363.2r,甲苯/(kJ/kg)391.0379.4367.1354.2，內(nèi)插得塔頂液相平均汽化潛熱：，得進料板液相平均汽化潛熱：，得塔底液相平均汽化潛熱：精餾段液相平均汽化潛熱為：提餾段液相平均汽化潛熱為：計算機計算二元理想混合物在沸騰時的汽化潛熱理想單組分汽化潛熱經(jīng)驗計算公式有蒸發(fā)潛熱與溫度的關(guān)系有公式：開始程序框圖：開始輸入輸入Trb=rb1x+rrrT精餾塔塔體工藝尺寸計算板式塔主要尺寸的設(shè)計計算，包括塔高、塔徑的設(shè)計計算，板上液流形式的選擇、溢流裝置的設(shè)計，塔板布置、氣體通道的設(shè)計等工藝計算。塔徑的計算精餾段塔徑的計算（1）最大空塔氣速和空塔氣速最大空塔氣速計算公式：精餾段的氣、液相體積流率：取板間距，板上液層高度史密斯關(guān)聯(lián)圖縱坐標(biāo)為物系表面張力的負荷系數(shù)。查史密斯圖（圖3-1）得，圖3-1史密斯關(guān)聯(lián)圖塔內(nèi)氣、液兩相的體積流量，m3/h;—塔內(nèi)氣液兩相的密度，kg/m3;HT-塔板間距，m;hL-塔上液層高度，m.取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：塔徑按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.0m塔截面積為：實際空塔氣速為提餾段塔徑的計算提餾段的氣、液相體積流率為：與精餾段相同：取板間距，板上液層高度取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1m塔截面積為：實際空塔氣速為：因此全塔塔徑取1m.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：在進料板處及提餾段各開一人孔，其高度均為0.8m，故精餾塔的有效高度為：塔板主要工藝尺寸溢流裝置計算篩板式塔的溢流裝置包括溢流堰，降液管和受液盤等幾部分。其尺寸和結(jié)構(gòu)對塔的性能有著重要影響。因塔徑D=1.0m，可選用單溢流弓形降液管，凹形受液盤。溢流堰長lw：精餾段與提餾段均?。阂缌鞒隹谘吒叨萮w溢流高度hw：選用平直溢流堰，堰上液層高度可用弗里西斯（Francis）公式計算，即堰上液層高度：式中——堰長，m；——塔內(nèi)液體流量，m3/hE——液流收縮系數(shù)。其中E液流收縮系數(shù)可由液流收縮系數(shù)圖（圖4-1）查得：圖4-1液流收縮系數(shù)圖（1）精餾段由圖4-1，可近似取E=1，則取板上清液層高度=60mm故:（2）提餾段m查圖4-1，近似取E=1，則取板上清液層高度：故弓形降液管寬度Wd和截面積Af（1）精餾段根據(jù)弓形降液管參數(shù)圖，由，查圖4-2可知故：圖4-2弓形降液管的參數(shù)為了使溢流液中夾帶的氣泡得以分離，液體在降液管內(nèi)應(yīng)有足夠的停留時間。由實踐經(jīng)驗可知，液體在降液管內(nèi)的停留時間不小于圖4-2弓形降液管的參數(shù)更長一些。因此，在確定降液管尺寸后，應(yīng)按下式驗算降液管內(nèi)液體的停留時間，即驗算液體在降液管中停留時間：（大于5s符合要求）故降液管設(shè)計合理（2）提餾段由,同理可得：故驗算液體在降液管中停留時間：故降液管設(shè)計合理。降液管底隙高度h0（1）精餾段降液管底隙高度即降液管下端與塔板間的距離，以表示。為了保證良好的液封，又不致使流體阻力太大，一般不應(yīng)低于6mm，一般取為：取液體通過降液管底隙的流速，則故降液管底隙高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤，深度（2）提餾段取降液管底隙的流速，則降液管底隙高度設(shè)計合理。故選用凹形受液盤，深度塔板布置塔板的分塊因D>800mm，故塔板采用分塊式。由表4-1可知塔板分為3塊。表4-1：塔板分塊數(shù)塔徑/mm800~12001400~16001800~20002200~2400塔板分塊數(shù)3456邊緣區(qū)寬度確定安定區(qū)：開孔區(qū)與溢流區(qū)之間的不開孔區(qū)域稱為安定區(qū)，也稱為破沫區(qū)。溢流堰前的安定區(qū)寬度為，其作用是在液體進入降液管之前有一段不鼓泡的安定地帶，以免液體大量夾帶氣泡進入降液管；進口堰后的安全區(qū)寬度為，其作用是在液體入口處，由于板上液面落差，液層較厚，有一段不開孔的安全地帶，可減少漏液量。精餾段和提餾段取值一致。溢流堰前的安定區(qū)寬度：進口堰后的安定區(qū)寬度：邊緣區(qū)寬度：開孔區(qū)面積計算布置篩孔的有效傳質(zhì)區(qū)，亦稱鼓泡區(qū)。開孔區(qū)面積以Aa表示，對單溢流型塔板，開孔區(qū)面積可用下式計算。即：式中為以角度表示的反正弦函數(shù)。（1）精餾段：（2）提餾段其中故故精餾段與提餾段的開孔區(qū)面積為：0.532m2篩孔數(shù)n與開孔率（1）篩孔數(shù)n本次處理的苯和甲苯物系無腐蝕性，故選用=3mm的碳鋼板。取篩孔的孔徑為5mm。篩孔按正三角形排列，取孔心距t為：按三角形排列時，篩板上的篩孔數(shù)按下式計算：圖4-3圖4-3：篩孔的正三角形排列式中t—孔心距，mm.孔孔數(shù)確定后，在塔板開孔區(qū)內(nèi)布篩孔，若孔數(shù)較多可在適當(dāng)位置堵孔。（2）塔板上開孔區(qū)的開孔率：篩板上篩孔總面積與開孔區(qū)面積之比稱為開孔率，篩孔按正三角形排列時可按下式計算：式中A0—篩板上篩孔的總面積，m2;Aa—篩板上開孔區(qū)的總面積，m2.一般，開孔率大，塔板壓降低，霧沫夾帶量少，但操作彈性小，漏液量大，板效率低。通常開孔率為5%~15%。（在5%~15%范圍內(nèi)）每層塔板上的開孔面積A0為：A0=精餾段氣體通過篩孔的氣速：提餾段氣體通過篩孔的氣速：篩板的流體力學(xué)驗算塔板流體力學(xué)驗算的目的是為檢驗以上初算塔徑及各項工藝尺寸的計算是否合理，塔板能否正常操作。驗算項目如下：精餾段塔板壓降△Pp氣體通過塔板時，需要克服塔板本身的干板阻力，板上充氣、液層的阻力及液體表面張力造成的阻力，這些阻力及形成了塔板的壓降。氣體通過篩板的壓降△Pp以相當(dāng)?shù)囊褐叨缺硎緯r可由下式計算，即：式中——與氣體通過塔板的干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺液柱；——與氣體通過板上液層的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱；——與克服液體表面張力的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺液柱；干板阻力按簡化式計算：式中——篩孔氣速，m/s；——流量系數(shù)，其值對干板的影響較大。按圖5-1所示關(guān)系求解C0.由，查圖可得：故液柱）氣體通過液層的阻力氣體通過液層的阻力與板上清液層的高度及氣泡的狀況等許多因素有關(guān)，其計算方法很多，對于篩板塔，設(shè)計中常采用下式估算：式中——充氣系數(shù)，反映板上液層的充氣程度，其值可從下圖5-2中查取，通?？扇?0.5~0.6。圖中F0為氣相動能因子，其定義式為：（單溢流板）式中：——氣體動能因子，kg1/2/(s·m1/2)；——通過有效傳質(zhì)區(qū)的氣速，m/s；——塔截面積，m2.圖5-2圖5-2充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖查圖得：=0.68故液柱）液體表面張力的阻力由進行估算式中——液體的表面張力，N/m（m液柱）氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計算：（m液柱）氣體通過每層塔板的壓降為：（設(shè)計允許值）液面落差對于篩板塔，液面落差很小，本次設(shè)計的塔徑與液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。液沫夾帶液沫夾帶造成液相在塔板間的反混，嚴重的液沫夾帶會使塔板效率急劇下降，為保證塔板效率的基本穩(wěn)定，通常將液沫夾帶量限制在一定范圍內(nèi)，設(shè)計中規(guī)定液沫夾帶量液體/kg氣體。篩孔塔板的霧沫夾帶量，設(shè)計中常采用亨特關(guān)聯(lián)圖，如圖5-3。圖中直線部分可回歸成下式：式中——液沫夾帶量，kg液體/kg氣體；——塔板上鼓泡層高度，m。根據(jù)設(shè)計經(jīng)驗，一般取?！后w的表面張力，N/m；圖5-3亨特關(guān)聯(lián)圖——板間距，m圖5-3亨特關(guān)聯(lián)圖——氣速，m/s；液/kg氣）<0.1（kg液/kg氣）故在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。漏液當(dāng)氣體通過篩孔或閥孔的流速較小，氣體的動能不足以阻止液體向下流動時，便會發(fā)生漏液現(xiàn)象。根據(jù)經(jīng)驗，當(dāng)漏液量小于塔內(nèi)液流量的10%時對塔板效率影響不大。故漏液量等于塔內(nèi)液流量的10%時的氣速稱為漏液點氣速，它是塔板操作氣速的下限，以表示。計算篩板塔漏液點氣速，設(shè)計時可采用下式計算：實際孔速：穩(wěn)定系數(shù)為：故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)需維持一定的液層高度Hd。保證降液管中泡沫液體總高度不能超過上層塔板的出口堰。即式中：——安全系數(shù)。苯和甲苯物系屬于一般物系，取=0.5，則：板上不設(shè)進口堰：（m液柱）（m液柱）故本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。提餾段塔板壓降干板阻力由，故：所以氣體通過液層的阻力式中——氣體通過液層的阻力；——充氣系數(shù)，反映板上液層的充氣程度；——板上清液層的高度。氣相動能因子（單溢流板）式中——氣體動能因子，kg1/2/(s·m1/2)；——通過有效傳質(zhì)區(qū)的氣速，m/s；——塔截面積，m2.查圖5-2得：液體表面張力的阻力式中——液體的表面張力，N/m氣體通過每層塔的液柱高度：氣體通過每層塔板的壓降為：（設(shè)計允許值）液沫夾帶液沫夾帶造成液相在塔板間的返混，嚴重的液沫夾帶會使塔板效率急劇下降，為保證塔板效率的基本穩(wěn)定，通常將液沫夾帶限制在一定的范圍內(nèi)，設(shè)計中規(guī)定液沫夾帶量。計算液沫夾帶量用以下公式：式中——液沫夾帶量，kg液體/kg氣體；——塔板上鼓泡層高度，m。根據(jù)設(shè)計經(jīng)驗，一般取?！后w的表面張力，N/m；——板間距，m；——氣速，m/s；故在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。漏液當(dāng)氣體通過篩孔或閥孔的流速較小，氣體的動能不足以阻止液體向下流動時，便會發(fā)生漏液現(xiàn)象。根據(jù)經(jīng)驗，當(dāng)漏液量小于塔內(nèi)液流量的10%時對塔板效率影響不大，故漏液量等于塔內(nèi)液流量的10%時的氣速稱為漏液點氣速，它是塔板操作氣速的下限，以表示。對于篩板塔，漏液點氣速可用下列公式計算：實際孔速：穩(wěn)定系數(shù)為：故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度苯和甲苯物系屬一般物系，取，則板上不設(shè)進口堰：而所以本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。塔板負荷性能圖精餾段漏液線由得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果如表6-1：表6-1：漏液線數(shù)值0.00060.00150.00300.00450.00600.1820.1870.1940.2000.204由數(shù)據(jù)即可做出漏液線1液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs~Ls關(guān)系如下=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6-2：表6-2：液沫夾帶線數(shù)據(jù)0.00060.00150.00300.00450.00601.1681.1081.0300.9650.907作出液沫夾帶線2液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標(biāo)準(zhǔn)據(jù)此可以作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限3液相負荷上限線以作為液體在將液管中停留時間的下限故據(jù)此可以作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限4液泛線令由聯(lián)立得忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，得將有關(guān)數(shù)據(jù)代入整理，得操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值如圖6-3：液泛線數(shù)據(jù)0.00060.00150.00300.00450.00600.6200.5910.5360.4600.347作出液泛線5根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖：圖圖6-1：精餾段篩板負荷性能圖在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA即作出操作線。由圖可以看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得：故操作彈性為：所設(shè)計篩板精餾段的主要結(jié)果匯總于表6-4：表6-4：篩板塔精餾段設(shè)計計算結(jié)果序號項目數(shù)值1平均溫度tm/℃88.12平均壓力pm/kPa105.93氣體流量Vs/(m3/s)0.3374液體流量Ls/(m3/s)0.00865塔的有效高度Z/m12.86實際塔板數(shù)307塔徑/m1.08板間距/m0.49溢流形式單溢流10降液管形式弓形11堰長/m0.6612堰高/m0.05213板上液層高度/m0.0614堰上液層高度/m0.00815降液管底隙高度/m0.01616安定區(qū)寬度/m0.06517邊緣區(qū)寬度/m0.03518開孔區(qū)面積/m20.53219篩孔直徑/m0.00520篩孔數(shù)目170721孔中心距0.01922開孔率/%6.323空塔氣速/(m/s)0.53524篩孔氣速/(m/s)10.125穩(wěn)定系數(shù)1.6626單板壓降/kPa0.59027負荷上限液泛控制28負荷下限漏液控制29液沫夾帶/(kg液/kg氣)0.00230氣相負荷上限/(m3/s)0.59131氣相負荷下限/(m3/s)0.18032操作彈性3.278提餾段漏液線在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，如表6-5.根據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線1.6-5：漏液線計算結(jié)果0.00060.00150.00300.00450.00600.1820.1890.1970.2020.208液沫夾帶線以為限在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，如表6-6.根據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液沫夾帶線2.表6-6：液沫夾帶線計算結(jié)果0.00060.00150.00300.00450.00601.2091.1511.0751.0110.954液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標(biāo)準(zhǔn)。據(jù)此可以作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限3。液相負荷上限線以作為液體在將液管中停留時間的下限。據(jù)此可以作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限4。液泛線令由聯(lián)立得忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，得將有關(guān)數(shù)據(jù)代入整理，得操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，如表6-7.根據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線5.表6-7：液泛線計算結(jié)果0.00060.00150.00300.00450.00600.6550.6330.6000.5670.531圖6-圖6-2：提餾段篩板負荷性能圖在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出拋物線。該篩板上線為液泛控制，下限為漏液控制。由圖得故操作彈性為：表6-8：篩板塔提餾段設(shè)計計算結(jié)果序號項目數(shù)值1平均溫度tm/℃102.72平均壓力pm/kPa116.353氣體流量V‘s/(m3/s)0.3564液體流量L‘s/(m3/s)0.001965塔的有效高度Z/m12.86實際塔板數(shù)307塔徑/m1.08板間距/m0.49溢流形式單溢流10降液管形式弓形11堰長/m0.6612堰高/m0.46213板上液層高度/m0.0614堰上液層高度/m0.13815降液管底隙高度/m0.03716安定區(qū)寬度/m0.06517邊緣區(qū)寬度/m0.03518開孔區(qū)面積/m20.53219篩孔直徑/m0.00520篩孔數(shù)目170721孔中心距0.01922開孔率/%6.323空塔氣速/(m/s)0.50324篩孔氣速/(m/s)10.625穩(wěn)定系數(shù)1.8926單板壓降/kPa0.59527負荷上限液泛控制28負荷下限漏液控制29液沫夾帶/(kg液/kg氣)0.00330氣相負荷上限/(m3/s)0.59631氣相負荷下限/(m3/s)0.18532操作彈性3.222精餾塔輔助設(shè)備選型板式塔的結(jié)構(gòu)塔體結(jié)構(gòu)塔頂空間塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂封頭底邊的距離。為了利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度大于板間距，設(shè)計中通常取塔頂間距為1.5~2.0H塔底空間塔底空間指塔內(nèi)最下層塔板到塔底封頭的底邊處的距離，其值由如下因素決定：a.塔底貯液空間依存貯液量停留3~8min或更長時間；b.再沸器的安裝方式及安裝高度c.塔底液面至塔內(nèi)最下層塔板之間要有1~2m的間距。人孔熱控數(shù)目根據(jù)物料清潔程度和塔板安裝方便而定。對于D≥1000mm的板式塔，為安裝和檢修方便，一般每隔6~8塔板設(shè)一人孔。人孔直徑一般為450~600mm，其伸出塔體的筒體長為200~250mm，人孔中心距操作平臺約800~1200mm。設(shè)人孔處的板間距應(yīng)大于或等于600mm。塔體總高度板式塔的塔體總高度可由下式計算：式中，H——塔高，m；n——實際塔板數(shù)；nF——進料板數(shù)；HF——進料板處板間距，m； np——人孔數(shù)；HP——人孔處板間距； HD——塔頂空間； HB——塔底空間； H1——塔頂封頭高度，m； H2——裙座高度，m.塔頂封頭 本設(shè)計采用橢圓形封頭，公稱直徑DN=1000mm由GB/T25198（如圖7-1）查得：曲面高度：h1=250mm直邊高度：h2=40mm內(nèi)表面積：A=1.2096m2容積：V=0.1623m3則封頭高度：H1=h1+h2=250+40=290mm圖8-1：橢圓形封頭參數(shù)塔頂空間設(shè)計中取塔頂間距：考慮到需要安裝除沫器，所以選取塔頂空間HD=1m.塔底空間塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離取塔釜停留時間為5min，塔底液面至最下一層塔板之間距離為1m，則：人孔人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設(shè)計應(yīng)便于進入任何一層塔板，由于人孔處塔板間距離大，且人孔設(shè)備過多會使制造時塔體的彎曲度難以達到要求。一般每個10～20快塔板才設(shè)一個人孔，但是對于易結(jié)垢、結(jié)焦的物系需經(jīng)常清洗，則選擇每隔4～6塊塔板開一個人孔，本塔中共30塊板，故設(shè)置2個人孔，每個孔直徑為450mm，在設(shè)置人孔處，板間距為600mm，同時裙座上再開2個人孔，直徑為45mm，人孔伸入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨合，人孔法蘭的密封面形狀及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同。進料板處板間距加料板的空間高度取決于加料板的結(jié)構(gòu)型式以及進料狀態(tài)。如果是液相進料，其高度可與塔板間距或稍大一些，如果是汽相進料，則取決于進口形式。本設(shè)計塔板高度為400mm，故取加料板高度HF=500mm。裙座塔底常用裙座支撐，塔裙的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以他是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內(nèi)徑＞800mm，故裙座壁厚取16mm。 基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑： 基礎(chǔ)環(huán)外徑： 圓整后： 考慮到再沸器，因此裙座高度：（7）塔體總高度板式塔設(shè)備冷凝器本次設(shè)計采用全凝器將塔頂蒸汽全部冷凝，然后部分回流入塔內(nèi)，其余作為塔頂產(chǎn)品引出。冷凝液熱負荷對全凝器做熱量衡算，以單位時間為基準(zhǔn)，并忽略熱損失：整理得全凝器的熱負荷：式中：——全凝器的熱負荷，；——塔頂上升蒸汽帶入的熱量，；——塔頂產(chǎn)品帶出的熱量，；——回流液帶出的熱量，；——操作回流比；——塔頂上升蒸汽的焓，；——塔頂餾出液的焓，；冷凝器冷凝介質(zhì)的消耗量為：式中：——冷凝介質(zhì)的消耗量，；——冷凝介質(zhì)的比熱，；——分別為冷凝介質(zhì)進、出冷凝器的溫度，℃。管程:冷卻水20-35殼程:塔頂產(chǎn)品80.7℃(飽和氣)——80.7℃(飽和液)所用冷凝介質(zhì)為水，水進冷凝器的溫度取20℃，出口溫度取35℃。平均溫度下冷卻水比熱為,塔頂上升蒸汽的汽化潛熱為，故：=356.87kw.冷凝液用量平均溫度差出料液溫度：80.7℃（飽和蒸汽）→80.7℃（飽和液體）冷卻水溫度：20℃→35℃℃℃?zhèn)鳠崦娣e計算傳熱面積時，需了解總傳熱系數(shù)，查《化工原理》附錄表，有機物蒸汽冷凝器設(shè)計選用的K范圍800～1200W/(m2·K)，取K=800W/(m2·K)主要工藝結(jié)構(gòu)及參數(shù)換熱管規(guī)格及材質(zhì)的選定選用Φ25×2.5mm鋼管換熱管數(shù)及長度管數(shù)：設(shè)冷卻水流量為1m/s根管長：根據(jù)《化工原理》上冊附錄19列管式換熱器選定型號，確定型號為：AEL273-1.6-8.7-1表7-1：換熱管為φ25×2.5mm的換熱器公稱直徑DN(mm)公稱壓力PN(MPa)管程數(shù)N管子根數(shù)n中心排管數(shù)管程流通面積(m2)換熱管長度(mm)換熱面積(m2)2731.613860.011930008.7再沸器再沸器的熱負荷對精餾塔再沸器進行熱量衡算，則：因釜殘液中苯含量很低，故可近似按甲苯計,查表得甲苯的汽化熱為410KJ/kg。故再沸器的熱負荷為：kJ/h加熱蒸汽消耗量選擇加熱劑為飽和水蒸氣，進口溫度取120℃，出口溫度取120℃，飽和蒸汽的汽化熱為2201kJ/kg。得：平均溫差熱流體進口溫度取塔底混合液的露點℃，出口溫度℃，得：10.1換熱面積取K=800W/(m2·K)得：在換熱器系列標(biāo)準(zhǔn)中，選擇型號為：AEL450-0.6-58.4-2表7-2：換熱管為φ25×2.5mm的換熱器公稱直徑DN(mm)公稱壓力PN(MPa)管程數(shù)N管子根數(shù)n中心排管數(shù)管程流通面積(m2)換熱管長度(mm)換熱面積(m2)4500.62126120.0198600058.4進料預(yù)熱器本設(shè)計是在泡點進料，計算機編程計算得到泡點為95.1℃，屬于低溫加熱。選用低溫度(〈150℃)加熱器型式時，首先考慮的是管殼式換熱器，只有在工藝物料的特性或者工藝條件特殊時，才考慮選用其他的形式。管殼式換熱器主要分為四種，固定管板式、浮頭式、填料函式、U型管式。在四種換熱器中，選擇固定管板式換熱器，其結(jié)構(gòu)簡單，緊湊，制造成本較低。管程：原料液20℃—95.1℃（泡點）殼程：水蒸氣100℃?zhèn)鳠釤嶝摵桑赫羝挠昧亢雎該Q熱器熱損失，已知100℃時，蒸汽汽化熱為2258kJ/kg,故蒸汽的質(zhì)量流量：平均溫度差℃℃所需傳熱面積由《化工原理》表查得，水蒸氣冷凝到有機液體換熱時K值大致為60~350W/(m2·K),取K=300W/(m2·K)；選換熱器在換熱器系列標(biāo)準(zhǔn)中，選定換熱器的型號為AEL400-0.6-14.6-2，具體參數(shù)見下表：表7-3：換熱管為φ25×2.5mm的換熱器公稱直徑DN(mm)公稱壓力PN(MPa)管程數(shù)N管子根數(shù)n中心排管數(shù)管程流通面積(m2)換熱管長度(mm)換熱面積(m2)4000.6198120.0308200014.6儲罐化工生產(chǎn)中，原料液、產(chǎn)品一般都需要貯存。用于貯存原料液的貯罐主要有立式、臥式貯罐，立式圓筒形固定釘貯罐系列等。其中立式貯罐主要用于常壓、貯存非易燃易爆、非劇毒的化工液體。臥式貯罐適用于貯存石油、石油產(chǎn)品以及化工產(chǎn)品。球罐系列適用于貯存石油化工氣體、石油產(chǎn)品、化工原料、公用氣體等。本設(shè)計中，選用立式貯罐平底平蓋系列（HG5-1572-85）原料貯罐和產(chǎn)品貯罐。離心泵首先應(yīng)根據(jù)輸送液體的性質(zhì)和操作條件確定泵的類型，然后按已確定的流量Qe和壓頭He從泵的樣本或產(chǎn)品目錄中選出合適的型號。顯然，選出的泵所提供的流量和壓頭與管路要求的流量Qe和壓頭H不能完全相符，且考慮到操作條件的變化和設(shè)備有一定的裕量，所選泵的流量和壓頭可稍大一點，但在該條件下對應(yīng)泵的效率應(yīng)比較高，即點（Qe、He）坐標(biāo)位置應(yīng)靠在泵的高效率范圍所對應(yīng)的H-Q曲線下方。泵的型號選出后，應(yīng)列出該泵的各種性能參數(shù)。原料進料量為：進料高度等于提餾段板間距加上裙座高度加上人孔與進料多余高度H=17×0.4+3+0.2+0.1=10.1m故離心泵選擇時，揚程應(yīng)大于10.1m.查《化工原理》附錄表17，選用IS50-32-125型離心泵。表4：離心泵參數(shù)流量揚程轉(zhuǎn)速效率%軸功率/kW允許氣蝕余量重量（泵/底座）結(jié)構(gòu)形式1518.52900601.262.532/46單級單吸各接管尺寸的設(shè)置接管用于連接工藝管路，使之與相關(guān)設(shè)備連成系統(tǒng)。板式塔主要接管有：塔頂上升蒸汽管、回流液管、進料管、塔釜出料管和塔底蒸汽入口管等。進料管進料管的結(jié)構(gòu)種類很多，有直管進料管、彎管進料管、T型進料管。本設(shè)計采用直管進料管。進料體積流量：取進料液流速則進料管的直徑大小為：查詢GB/T8163-2008標(biāo)準(zhǔn)，其尺寸、外形和重量在GB/T17395中詳細列表。選用無縫鋼管規(guī)格為42×2mm.則管內(nèi)徑為實際進料液流速：塔底出料管采取直管出料管取出料液流速則塔底出料管的直徑大小為