化工原理精餾塔設計說明書

目錄TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"摘要11引言21.1化工原理課程設計的目的和要求21.2通過課程設計達到如下目的2\o"CurrentDocument"2概述32.1精餾操作對塔設備的要求32.2板式塔類型32.2.1篩板塔42.3精餾塔的設計步驟43設計方案53.1操作條件的確定53.1.1操作壓力53.1.2進料狀態(tài)53.1.3加熱方式63.1.4冷卻劑與出口溫度63.1.5回流方式的選擇63.1.6熱能的利用63.2確定設計方案的原則73.2.1滿足工藝和操作的要求73.2.2滿足經濟上的要求73.2.3保證安全生產83.3設計方案的確定8\o"CurrentDocument"4具體計算過程94.1精餾塔的物料衡算94.1.1原料業(yè)及塔頂、塔底產品的摩爾分率9原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量9物料衡算94.2理論塔板數(shù)NT的求取94.2.1求最小回流比及操作回流比114.2.2求精餾塔的氣、液相負荷114.2.3求操作線方程114.2.4圖解法求理論塔板數(shù)114.2.5實際板層數(shù)的求取114.3精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算124.3.1操作壓力計算124.3.2操作溫度計算124.3.3平均摩爾質量計算12\o"CurrentDocument"4.3.4平均密度計算134.3.5液體平均表面張力計算144.3.6.液體平均粘度計算154.4精餾塔的塔體工藝尺寸計算164.4.1塔徑的計算164.4.2精餾塔有效高度的計算184.5塔板主要工藝尺寸的設計184.5.1溢流裝置計算184.5.2塔板布置194.6篩板的流體力學驗算204.6.1塔板壓降204.6.2液面落差214.6.3液沫夾帶21漏液21液泛224.7塔板負荷性能224.7.1漏液線224.7.2液沫夾帶線234.7.3液相負荷下限線234.7.4液相負荷上限線244.7.5液泛線244.9計算結果26\o"CurrentDocument"5總結27\o"CurrentDocument"參考文獻28致謝寸錯誤!未定義書簽。摘要精餾是分離液體混合物（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)中得到廣泛應用。本設計的題目是年處理50000噸的苯-甲苯精餾塔設計，即需設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，應采用連續(xù)精餾的流程。本設計要求提供了一定的工藝參數(shù)和工藝操作條件，在確定的工藝要求下，確定設計方案，設計內容包括精餾塔工藝設計計算，再沸器工藝設計計算，精餾工藝過程流程圖，精餾塔設備結構圖，塔盤結構圖和設計說明書。化工原理課程設計說明書

1引言1.1化工原理課程設計的目的和要求化工原理課程設計是一個綜合性和實踐性較強的教學環(huán)節(jié)，也是培養(yǎng)學生獨立工作的有益實踐，更是理論聯(lián)系實際的有效手段。課程設計不同于平時的作業(yè)，在設計中需要學生自己做出決策，即自己確定方案，選擇流程，查取資料，進行過程和設備計算，并要對自己的選擇做出論證和核算，經過反復的分析比較，擇優(yōu)選定最理想的方案和合理的設計。所以，課程設計是培養(yǎng)學生獨立工作能力的有益實踐。1.2通過課程設計達到如下目的鞏固化工原理課程學習的有關內容，并使它擴大化和系統(tǒng)化；培養(yǎng)學生計算技能及應用所學理論知識分析問題和解決問題的能力；熟悉化工工藝設計的基本步驟和方法；學習繪制簡單的工藝流程圖和主體設備工藝尺寸圖；訓練查閱參考資料及使用圖表、手冊的能力；通過對“適宜條件”的選擇及對自己設計成果的評價，初步建立正確的設計思想，培養(yǎng)從工程技術觀點出發(fā)考慮和處理工程實際問題的能力；2概述2.1精餾操作對塔設備的要求精餾所進行的是氣（汽）、液兩相之間的傳質，而作為氣（汽）、液兩相傳質所用的塔設備，首先必須要能使氣（汽）、液兩相得到充分的接觸，以達到較高的傳質效率。但是，為了滿足工業(yè)生產和需要，塔設備還得具備下列各種基本要求：（1）氣（汽）、液處理量大，即生產能力大時，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。（2）操作穩(wěn)定，彈性大，即當塔設備的氣（汽）、液負荷有較大范圍的變動時，仍能在較高的傳質效率下進行穩(wěn)定的操作并應保證長期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。（3）流體流動的阻力小，即流體流經塔設備的壓力降小，這將大大節(jié)省動力消耗，從而降低操作費用。對于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個系統(tǒng)無法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。（4）結構簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。（5）耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調節(jié)和檢修。（6）塔內的滯留量要小。實際上，任何塔設備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨特的優(yōu)點，設計時應根據(jù)物系性質和具體要求，抓住主要矛盾，進行選型。2.2板式塔類型氣一液傳質設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，填料塔的設計將在其他分冊中作詳細介紹，故本書將只介紹板式塔。板式塔為逐級接觸型氣一液傳質設備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣一液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔（1813年）、篩板塔（1832年），其后，特別是在本世紀五十年代以后，隨著石油、化學工業(yè)生產的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國內外實際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛，因此，本章只討論浮閥塔與篩板塔的設計。2.2.1篩板塔篩孔塔板簡稱篩板，結構特點為塔板上開有許多均勻的小孔。根據(jù)孔徑的大小，分為小孔徑篩板(孔徑為3~8mm)和大孔徑篩板(10?25mm)兩類。工業(yè)應用中以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場合(如分離粘度大、易結焦的物系)。篩板的特點是結構簡單，造價低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產能力較大；氣體分散均勻，傳質效率較高。其缺點是篩孔易堵塞，不易處理結焦、粘度大的物料。應予指出，盡管篩板傳質效率高，但若設計和操作不當，易產生漏液，使得操作彈性減小，傳質效率下降，故過去工業(yè)上應用較為謹慎。近年來，由于設計和控制水平的不斷提高，可是篩板的操作非常精確，彌補了上述不足，故應用日趨廣泛。在確保精確設計和采用先進控制手段的前提下，設計中可大膽選用。2.3精餾塔的設計步驟本設計按以下幾個階段進行：設計方案確定和說明。根據(jù)給定任務，對精餾裝置的流程、操作條件、主要設備型式及其材質的選取等進行論述。蒸餾塔的工藝計算，確定塔高和塔徑。塔板設計：計算塔板各主要工藝尺寸，進行流體力學校核計算。接管尺寸、泵等，并畫出塔的操作性能圖。繪制精餾裝置工藝流程圖和精餾塔的設備圖?；ぴ碚n程設計說明書

3設計方案3.1操作條件的確定在一常壓操作的連續(xù)精餾塔內分離苯一甲苯混合物。已知原料液的處理量為50000T/年，組成為0.27（苯的質量分率，下同），要求塔頂鎦出液的組成為0.94，塔底釜液的組成為0.01。設計條件如下：操作壓力101.325kPa；進料熱狀況泡點進料；回流比2Rmin單板壓降0.70kPa；全塔效率0.52；根據(jù)以上工藝條件作出篩板塔的設計計算。3.1.1操作壓力塔內操作壓力的選擇不僅涉及到分離問題，而且與塔頂和塔底的溫度有關。應根據(jù)所處理的物料性質，并兼顧技術上的可行性和經濟上的合理性來綜合考慮。加壓蒸餾可提高設備的處理能力，但會增加塔壁的厚度，使設備費用增加。另外，壓力增加使溶液的泡點和露點溫度均增加，物系的相對揮發(fā)度減小，使物系分離困難。減壓蒸餾不僅需要增加真空設備的投資和操作費用，而且由于真空下其體積增大，需要的塔徑增加，因此設備費用增加。對熱敏性物料可采用減壓蒸餾，如苯乙烯乙苯溶液。對常壓下呈氣態(tài)的混合物應采用加壓蒸餾，如從空氣中分離氧和氮。而對于苯-甲苯、乙醇-水、甲醇-水這一類的溶液不是熱敏性物料，且沸點又不高，所以不需采用減壓蒸餾。這類溶液在常壓下又是液態(tài)，塔頂蒸氣又可以用普通冷卻水冷凝，因而也不需采用加壓蒸餾。所以為了有效的降低設備造價和操作費用對這類溶液可采用常壓蒸餾。3.1.2進料狀態(tài)進料熱狀態(tài)有五種。原則上，在供熱一定的情況下，熱量應盡可能由塔底輸入，使產生的氣相回流在全塔發(fā)揮作用，即宜冷也進料。但為使塔的操作穩(wěn)定，免受季節(jié)氣溫的影響，常采用泡點進料。這樣，塔內精餾段和提留段上升的氣體量變化較小，可采用相同的塔徑，便于設計和制造。但將原料預熱到泡點，就需要增設一個預熱器，使設備費用增加。3.1.3加熱方式蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱。若塔底產物近于純水，而且在濃度稀薄時溶液的相對揮發(fā)度較大（如酒精與水的混合液），便可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱；在釜內只須安裝鼓泡管，不須安置龐大的傳熱面。這樣，可節(jié)省一些操作費用和設備費用。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應較低，因而塔板數(shù)稍有增加。但對有些物系（如酒精與水的二元混合液），當殘液的濃度稀薄時，溶液的相對揮發(fā)度很大，容易分離，故所增加的塔板數(shù)并不多，此時采用直接蒸汽加熱是合適的。值得提及的是，采用直接蒸汽加熱時，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。對于酒精水溶液，一般采用0.4?0.7KPa（表壓）。飽和水蒸汽的溫度與壓力互為單值函數(shù)關系，其溫度可通過壓力調節(jié)。同時，飽和水蒸汽的冷凝潛熱較大，價格較低廉，因此通常用飽和水蒸汽作為加熱劑。但若要求加熱溫度超過180°C時，應考慮采用其它的加熱劑，如煙道氣或熱油。當采用飽和水蒸汽作為加熱劑時，選用較高的蒸汽壓力，可以提高傳熱溫度差，從而提高傳熱效率，但蒸汽壓力的提高對鍋爐提出了更高的要求。同時對于釜液的沸騰，溫度差過大，形成膜狀沸騰，反而對傳熱不利。3.1.4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。如果能用常溫水作冷卻劑，是最經濟的。水的入口溫度由氣溫決定，出口溫度由設計者確定。冷卻水出口溫度取得高些，冷卻劑的消耗可以減少，但同時溫度差較小，傳熱面積將增加。冷卻水出口溫度的選擇由當?shù)厮Y源確定，但一般不宜超過50C，否則溶于水中的無機鹽將析出，生成水垢附著在換熱器的表面而影響傳熱。3.1.5回流方式的選擇液體回流可借助位差采用重力回流或用泵強制回流。采用重力回流可節(jié)省一臺回流泵，節(jié)省設備費用，但用泵強制回流，便于控制回流比。3.1.6熱能的利用精餾過程是組分反復汽化和反復冷凝的過程，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。選取適宜的回流比，使過程處于最佳條件下進行，可使能耗降至最低。與此同時，合理利用精餾過程本身的熱能也是節(jié)約的重要舉措。若不計進料、餾出液和釜液間的焓差，塔頂冷凝器所輸出的熱量近似等于塔底再沸器所輸入的熱量，其數(shù)量是相當可觀的。然而，在大多數(shù)情況，這部分熱量由冷卻劑帶走而損失掉了。如果采用釜液產品去預熱原料，塔頂蒸汽的冷凝潛熱去加熱能級低一些的物料，可以將塔頂蒸汽冷凝潛熱及釜液產品的余熱充分利用。此外，通過蒸餾系統(tǒng)的合理設置，也可以取得節(jié)能的效果。例如，采用中間再沸器和中間冷凝器的流程［1］可以提高精餾塔的熱力學效率。因為設置中間再沸器，可以利用溫度比塔底低的熱源，而中間冷凝器則可回收溫度比塔頂高的熱量。3.2確定設計方案的原則確定設計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學技術上的最新成就，使生產達到技術上最先進、經濟上最合理的要求，符合優(yōu)質、高產、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點：3.2.1滿足工藝和操作的要求所設計出來的流程和設備，首先必須保證產品達到任務規(guī)定的要求，而且質量要穩(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，從而需要采取相應的措施。其次所定的設計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應能在一定范圍內進行調節(jié)，必要時傳熱量也可進行調整。因此，在必要的位置上要裝置調節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標時，也應考慮到生產上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表（如溫度計、壓強計，流量計等及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應措施。3.2.2滿足經濟上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設備及基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當?shù)乩盟?、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。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設備費也有很大影響。降低生產成本是各部門的經常性任務，因此在設計時，是否合理利用熱能，采用哪種加熱方式，以及回流比和其他操作參數(shù)是否選得合適等，均要作全面考慮，力求總費用盡可能低一些。而且，應結合具體條件，選擇最佳方案。例如，在缺水地區(qū)，冷卻水的節(jié)省就很重要；在水源充足及電力充沛、價廉地區(qū)，冷卻水出口溫度就可選低一些，以節(jié)省傳熱面積。3.2.3保證安全生產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)生火花的設備。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內壓力過大或塔驟冷而產生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項原則在生產中都是同樣重要的。但在化工原理課程設計中，對第一個原則應作較多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。3.3設計方案的確定本設計任務為分離苯一甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流全塔內，其余部分經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，取操作回流比為最小回流比的1.5倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。4.1精餾塔的物料衡算4具體計算過程4.1.1原料業(yè)及塔頂、塔底產品的摩爾分率M^=78.11kg/mo4.1精餾塔的物料衡算4具體計算過程4.1.1原料業(yè)及塔頂、塔底產品的摩爾分率M^=78.11kg/mol

甲苯的摩爾質量M=92.13kg/mol

0.27/78.勺1苯的摩爾質量xf0.27/78.11+0.73/92.130.94/78.11=0.304xd0.94/78.11+0.06/92.130.01/78.11=0.949x==0.012w0.01/78.11+0.99/92.13.原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量M=0.304x78.11+(1—0.304)92.13=87.87kg/molM=0.949x78.11+(1—0.949)92.13=78.83kg/molMw=0.012x78.11+(1—0.012)92.13=91.96kg/mol.物料衡算原料液處理50000x1000320x24x87.87=74.09mol/h總物料衡算74.0=9D+W苯物料衡算74.0x90.=04D0+949W0聯(lián)立解得D=23.09kmol/hW=51.00kmol/h4.2理論塔板數(shù)NT的求取苯一甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論塔板數(shù)。見圖4-1由手冊查得苯一甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖，

見圖4-14.2.1求最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比。在圖4-1中對角線上，自點e(0.304,0.304)作垂線ef即為進料線(q線)，該線與平衡線的交點坐標為j=0.507x=0.0.304故最小向流比為'r=*二0.“y2718minJ—x0.5070.304操作回流比為R=2R.=2x2.18=4.364.2.2求精餾塔的氣、液相負荷L=RD=4.36x23.0-910kmO6hV=(R+1)D=4.364)123.=912m(65h/L=L+F400.5&74.=917mol5hV'=V=123.675mol/h4.2.3求操作線方程精餾段操作線方程為LD100.5623.Q9』j=一x+—x=+x0.94=)0.x+130.177VVD123.65123.65提餾段操作線方程為,L,W174.65,23.09j=—x一x=xx0.012=1.412x一0.00495V'V'W123.65123.654.2.4圖解法求理論塔板數(shù)采用圖解法求理論塔板數(shù)，如圖4-1所示。求解結果為總理論板層數(shù)Nt=11.8（包括再沸器）進料板位置Nf=64.2.5實際板層數(shù)的求取精餾段實際板層數(shù)N=5/0.5可9我6餾段實際板層數(shù)N提=6.8/0.=213.07

4.3精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算4.3.1操作壓力計算塔頂操作壓力每層塔板壓降進料板壓力精餾段平均壓力塔底壓力提餾段平均壓力P=101.塔頂操作壓力每層塔板壓降進料板壓力精餾段平均壓力塔底壓力提餾段平均壓力AP40.70kPaP=105.3+0.70x104112.3kPaP=(105.3+112.3)/24108.8kPaP=P+0.70x14=112.3+0.70x14=122.1kPaP=(112.3+122.10)/2=117.20kPam4.3.2操作溫度計算根據(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、甲苯的飽和蒸汽壓由安托尼方程計算。計算結果如下：塔頂溫度t=82.4。C進料板溫度t=101.9oC塔底溫度t=117.26oC精餾段平均溫度t=(82.4+101.9)/2=92.15C提餾段平均溫度「=(101.9+117.26)/2=109.5&C4.3.3平均摩爾質量計算塔頂平均摩爾質量計算由x=j=0.949查平衡曲線(見圖4-1)，得x=0.88M=0.94X78.+11-1)0.949=92.k1g3k堿/83/Mm=0.88x78.11+(1-0.88)92.13=79.79kg/kmol進料板平均摩爾質量計算由圖解理論板(見圖4-1)，得j=0.445查平衡曲線(見圖4-1)，得x=0.255M=0.445x78.11+(1-0.445)92.13=85.89kg/kmolM"=0.255x78.11+(1-0.255)92.13=88.55kg/kmol精餾段平均摩爾質量

M=(78.84385)8穿/2昭MM/M"=(79.7力88)5^/2修4mO7/提餾段平均摩爾質量計算由x=x=0.12，查平衡曲線(見圖4-1),得j=0.031M=0.03乂78.411—1)0.031=92.k1g3k9n1o170/M"=0.01汝78.411—1)0.012=92.kgk9mO196/提餾段平均摩爾質量M'=(85.泊91)7=/2kg8mOl0/m[=(88.對91)9=/2kg90mO6/4.3.4平均密度計算Q氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即精餾段：p=U108.期82.3E2.9爆泌VmRT8.31x4192+152)73.1T提餾段:VmPmMvmRTm117.2x91.78.314x(109.58+273.15)=3.377kg/m3血.液相平均密度表4-1不同溫度下苯與甲苯的物理參數(shù)溫度(°C)406080100120140密度(kg/m3)苯857.3836.6815792.5768.9744.1甲苯848.2829.3810790.3770748.8粘度(mPa?s)t406080100120140苯0.4850.3810.3080.2550.2150.184甲苯0.4590.3730.3110.2640.2280.2表面張力(mN/m)t406080100120140苯26.2523.7421.2718.8516.4914.17甲苯26.2223.921.6919.4917.3415.23液相平均密度依下式計算，即1/pm=Za/p.

塔頂液相平均密度的計算由t=824C，查表4-1得Dp^=812.3kg/m3pB=807.6kg/m3「七。廠0.94/8123―-/881027k%進料板液相平均密度的計算由t=1019C，查表4-1FpB=788.4kg/m3p=790.3kg/m30.255x78.11=0.225aa0.255x78.11pB=788.4kg/m30.255x78.11=0.225aa0.255x78.11+0.745x92.131p=(812.0+788.8)/2=800.4kg/m3塔底液相平均密度的計算由t=117.26(，查表4-1得p=772.1kg/m3p=772.8kg/m3塔底液相的質量分率'a=0.010Aa=0.010A0.012X78.11+0.988X92.131p==772kLWm0.01/77+2.10.99/772.提餾段液相平均密度為pf=(788.8+772.8)/2=780.8kg/m3Lm4.3.5液體平均表面張力計算液體平均表面張力依下式計算，即Jm=￡V,塔頂液相平均表面張力的計算由t=824C，查表4-1得Db=20.97mN/mb=21.43mN/mq=0.949x20.97+0.051x21.43=20.99mN/m進料板液相平均表面張力的計算由t=1019C，查表4-1得ba=18.63mN/mbB=19.29mN/m

q=0.255x18.63+0.755x19.29=19.31mN/m精餾段液相平均表面張力為q=（20.99+19.31）/2=20.15mN/m塔底液相平均表面張力的計算由tT17.26C，查表4-1得q=16.81mN/mq=17.63mN/mq=0.012x16.81+0.988x17.63=17.62mN/m提餾段液相平均表面張力為q‘=（19.31+17.62）/2=18.47mN/mLm4.3.6.液體平均粘度計算液體平均粘度依下式計算，即ig^Lm=￡x^ig已=824C，查表4-1得^=0.302mPa?sp=0.305mPa?=824C，查表4-1得^=0.302mPa?sp=0.305mPa?sigp=0.949lg（0.302）+0.051lg（0.305）pld=0.302mPa?sp=0.251mPa?sp=0.261mPa?sigp=0.255lg（0.251）+0.755lg（0.261）解出p=0.259mPa?s精餾段液相平均粘度為p=（0.302+0.259）/2=0.280mPa?s由t=117.26oC，查表4-1得Wp=0.220mPa?sp=0.233mPa?sigp=0.012lg（0.220）+0.988lg（0.233）解出p:0.233提留段液相學均粘度為^Lm=（0.259+0.233）/2=0.246mPa?s

4.4精餾塔的塔體工藝尺寸計算4.4.1塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流速為VMV_123.65x82.363600pV—3600x2.95=0.959m3/sLMLm_100.56x84.173600pLm—^Lm4.4精餾塔的塔體工藝尺寸計算4.4.1塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流速為VMV_123.65x82.363600pV—3600x2.95=0.959m3/sLMLm_100.56x84.173600pLm—3600x800.4=0.0029m3/s提餾段VM'Vm3600p'Vm123.65x88.80八八八。/=0.903m3/s3600x3.377JLMl^=174.65x90.26=0.0056m3/s3600p；3600x780.8■ElZEv:PV精餾段0.00293600*020八4八e—0.0500.95x936^002.95提餾段勺烏1七0.00渴36虬[8200.8)94V：[pj0.903x360013.377J取板間距Ht=0.40m，板上液層高度0.06m,則H—h=0.40-0.06=0.34m查圖P129得精餾段。20=0.070Cfb)0.2f20.07'_L=0.07020[20J[20JC=0.2=0.0700800.-42.951…,u=0.070——2~~9"5—=1.m5si/取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u=0.7U=0.x1.1=51m8s06max23n1正:=23n1、，兀u\3.140.806提餾段C20=0.068C=C20bL200.2=0.0680.2=0.0669u=0.066780.~83^3=771.1015/max3.377取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u=0.7u=0.X1.0=L51.7s11max正:4x0.903D=JS.9=J=1.212、兀u\‘3.1>40.711由于精餾段塔徑與提餾段塔徑在1200-2000mm之內，所以按標準塔徑圓整后為D=1.4m塔截面積為A=—D2=—x1.血=1.m血T44實際空塔氣速為

u=0959=0.623m/s1.544.4.2精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為Z二(N生-1)H=(1-0)x10.4m3.6提餾段有效高度為Z提=(Nb-DH=(1-4)x10.4m5.2在進料板上方開一入孔，其高度為0.80m故精餾塔的有效高度為Z=Z精+Z提+0.8=3.6+5.2+0.8=9.6m4.5塔板主要工藝尺寸的設計4.5.1溢流裝置計算因塔徑D=1.4m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受溢盤。各項設計如下：1.堰長-取lw=0.66D=0.66x1.4=0.924m?溢流堰高度hw由h=h—h選用平直堰,，堰上液層高度h由下式計算，即^wh=2.84E[LhT”ow1000"lw)近似取E=1，貝uh=蘭41xow10000.924；.01岸3(0.0x)29取板上清液層高度h=蘭41xow10000.924；.01岸3(0.0x)29?弓形降液管寬度W』和截面積Af由農=0.66D查圖P132,得

TOC\o"1-5"\h\zAW-f=0.0722d=0.124勺D故A=0.07A2=0.0c722=1.53冶20.111W=0.124D=0.124x1.4=0.174m依下式驗算液體在降液管中停留時間，即360,0H3600成.11110.40仁t=f~L==15.3bs5Lh0.00C93600故降液管設計合理。Q降液管底隙高度h0h0=3600/u,wo取u'=0.08m/s00.00C93600貝Uh==0.0392m03600x0.924x0.08h-h=0.04570.03=920m0b)65m0.006故降液管底隙高度設計合理。選用凹形受溢盤，深度h=50mm。w4.5.2塔板布置Q塔板的分塊因D=1400mm，故塔板采用分塊式。查％得，塔板分為4塊。?邊緣區(qū)寬度確定取K=吒=0.070m，W=0.050m?開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積A.按下式計算，即J；兀r2.x'=2[W2-x2+麗sim-/其中x=%-(Wd+W)=號-(0.174+0.070)=0.456mD1.4-―r=—-W=——-0.050=0.65m2c2rAa=rAa=2k.■兀X0.0.4，'562-0.652+0.4181.07?4篩孔計算及其排列苯一甲苯物系無腐蝕性，可選用5=3mm碳鋼板，取篩孔直徑d=5mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心距，為t=3.5d=0篩孔數(shù)目n為_1.155A12開孔率為9=0.9也T\tJ3.x=im.mW=4069個0.7.4%氣體通過閥孔的氣速為u=匕=一0.959日2.oms0A00.07x41.0794.6篩板的流體力學驗算4.6.1塔板壓降Q干板阻力七計算車板阻力hC由下式計算，即h=0.05C"0八Pj由d0/5=5/3=1.67，查圖5得，C0=0.772「12.01）：2[2.95)"0.772J"800.4Jh=0.051C=0.0455m液柱?氣體通過液層的阻力h1計算氣體通過液層的阻力hl由下式計算，即h=ph1LuaF0V0.959s——==0.67m1s/A-A1.540.111Tf=0.6712.馬5Hg./1查圖6，得p=0.64。故h=Ph=P（h+h）=0.600.04570.=01431LWOW?液體表面張力的阻力h計算液體表面張力所產生的阻力匕按下式計算，即mg柱3847知4X20.07-310,h=—==0.002神4液柱。PLgd0800.x49x810.005氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即h=h+h+h=0.045f50.0-3840^0020/0.0859氣體P通1過。每層塔板的壓降為AP=hpg=0.0859x800.4x9.81=674.8P。<070kPa(設計允許值；「"4.6.2液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本里的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。4.6.3液沫夾帶液沫夾帶量由下式計算，即5.7x10-6、3.2七=2.5匕=2.5x0.06=0.15/故°.6]]=0.06k7液/氣<0.液g氣kg(-40J0.15故在本設計中液沫夾帶量ev在允許范圍內。4.6.4漏液I0.0Q-5600-1h>PlPv/〃。.福4.「0L"L對篩板塔，4漏液點氣速u0mip500下式計算13即0.060.00204800.4/2.85=6.47t7s/實際孔速u=12.01//s>u=6.477穩(wěn)定系數(shù)為K=-^=121_014.85>1.5U0_6.477故在本設計中無明顯漏液。4.6.5液泛為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層高H應服從下述關系，即H京H-hw）d苯一甲苯物系屬一般物系，取中=0.5，貝U\e（氣+hw）=0.50.400.J0=457m0.223而H=h+h+h板上不設進口堰，h可由下式計算，即h=0.153。）=0.153（0.08》=0.00m液柱H=0.085b90+06900m0液柱?.?H<p（H+h）故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。4.7塔板負荷性能4.7.1漏液線u0.min=4.4C偵(0.0056+0.13h—h)p/puo.minKu0.minuo.minS.minA。h=h+h(T\E匕1000[lw)hOW2.842/3九+竺4efLf3W10001l九+竺4efLf3W10001lw)j0.0056+0.13=4.4x0.772x0.074x1.079xTOC\o"1-5"\h\z284f3600L￥‘‘3/0.0457+x1x3600S—0.00204]800.4/2.951000I0.924J/整理得V.=0.2寸12.+78J24/,38j0.0056+0.13在操作范圍內，任取幾Sl值，依上式計算出V值，計算結果列于表4-2。''

LS,m3/s0.00060.00150.00300.0045VS,m3/s0.4490.4620.4770.489由上表數(shù)據(jù)即可做出漏液線1。4.7.2液沫夾帶線=0.1奴液/=0.1奴液/以氣為限，(5.7x10-6求匕-Ls關系如下:、3.2uaIHt-七Ju=——^S——==0.7Va1-A^1.54-0.111sh=2.5h=2.5(h+h)h=0.0457mwhO^W空xhO^W空x1x1000fMf3"0.924)=0.703Ls2/3mh=2.5(0.0457L2/0=)+0.L1241.76H-七=0.4—0.11-41^736=0.-28§2/1.765.X1-60f0.700)3.2

=0.120.0X7-100.-286LS1.)76整理得V=2.55-15.7LS23在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表4-3。表4-3LS,m3/s0.00060.00150.0030.0045VS,m3/s2.442.3442.2232.122由上表數(shù)據(jù)即可做出液沫夾帶線2。4.7.3液相負荷下限線對平直堰，取堰上液層高度h=0.006m作為最小液體負荷標準。由下式得2/3=0.006mh=土Eow1000O^Wf半］kW)

(0.006X2/3=0.006mh=土Eow1000LS,min=0.0007n9/s據(jù)此可作出與氣體流量無關的"2.84)36LS,min垂直液相負荷下限線3。4.7.4液相負荷上限線以，=4s作為液體在降液管中停留時間的下限，由下式得t=A&=4sLs=L=AH=O」11X0.40.0.0mm3/sS,mins,min44據(jù)此可做出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線4。4.7.5液泛線由聯(lián)立得

忽略h°，令Hd=「(H-hw)H=h+h+h；h=h+h+h;h=ph；h=由聯(lián)立得

忽略h°，dP,Ld、P,C、1C甲H+。一P—1)h=(P+1)h+h+h+h將h與L，h與L，h與V的關系式代入上式，并整理的OWSdSCSa'a'V^2=b'—c'L2—dL2/3Pv,0.05仲￥S式中a=EnLb=^h+G-p-1》TW,0.153c=5d=2.84x10-3EPv式中d=2.84x10-3EG+p360)03將有關的數(shù)據(jù)代入，得a'0.051(2.95、a'0.051(2.95、(0.074x1.079x0.772)21800.4)=0.04950.153b'=0.5x0.4+00^50—6X10.=04570.148c,=r-=116.62(0.924x0.0392)2

//3600￥'3d'=2.84x10-3x1x(1+0.64)=1.153"0.924)0.153故0.0459妙2=0.148-116.62L2-1.153L杰或V2=2.9-23L55-2L.229在操作范圍內，任取幾個L值，S依上式計算出七值，計算結果列于表4-4。表4-4LS,m3/s0.00060.00150.0030.0045VS,m3/s2.812.672.472.23由上表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。21.510.500.0020.0040.0060.0080.010.0120.014Ls,max根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負荷性能圖，如圖21.510.500.0020.0040.0060.0080.010.0120.014L