化工原理課程設(shè)計(jì)說明書完結(jié)版

武漢工程大學(xué)課程設(shè)計(jì)說明書第37頁一緒論1.1中英文摘要中文摘要：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(shí)現(xiàn)原料混合物中各組成分離該過程是同時(shí)進(jìn)行傳質(zhì)傳熱的過程。本次設(shè)計(jì)任務(wù)為設(shè)計(jì)一定處理量的精餾塔，用以實(shí)現(xiàn)甲醇—水的二元理想物系的分離。本設(shè)計(jì)說明書以通過物料衡算，熱量衡算，工藝計(jì)算，結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和校核等一系列工作來設(shè)計(jì)一個(gè)具有可行性的合理的篩板塔。關(guān)鍵詞：精餾塔篩板塔水甲醇理想物系最小回流比Abstract:Separationofdistillationisthemostcommonlyusedliquidmixtureofaunitoperation,usingliquidmixtureofallthedifferentpointsofthevolatile,volatilecomponentsfromliquidtogastransfer,difficultvolatilecomponentsfromgastoliquidtransfer.Mixtureofrawmaterialstoachievethevariouscomponentsoftheseparationprocessisatthesametimeheatandmasstransferprocess.Thedesignofcertaintasksforthedesignhandlingcapacityofthedistillationcolumnfortherealizationofwater-Methanolofthedualidealsoftheseparation.Thedesignspecificationthroughthematerialbalance,energybalance,technology,structuraldesignandverificationandaseriesofworktodesignareasonablepossibilityofthesievetower.Keywords：DistillationSievetowerwaterMethanolIdealsoftheDepartmentofThantheminimumreturnwater-Methano摘要本文通過設(shè)計(jì)篩板精餾塔達(dá)到分離甲醇-水二元混合物，需要滿足年處理量30000噸，原料中甲醇含量50%，塔頂產(chǎn)品要求含甲醇不低于99%，塔底甲醇含量不高于1%，常壓操作，泡點(diǎn)進(jìn)料。采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻后送至儲罐。該物系屬于易分離物系（標(biāo)況下，的沸點(diǎn)78.2°C），塔釜采用直接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。通過全塔物料衡算、塔體工藝尺寸計(jì)算、塔板工藝尺寸計(jì)算，得到該篩板塔工藝尺寸。設(shè)計(jì)采用塔徑1m，共安裝31塊塔板,第22塊為進(jìn)料板，每塊塔板開孔數(shù)為2700個(gè)，采用單溢流弓形降液管，全塔高度為14.55m。各項(xiàng)設(shè)計(jì)均通過流體力學(xué)驗(yàn)算滿足設(shè)計(jì)要求。關(guān)鍵詞：篩板精餾塔；泡點(diǎn)進(jìn)料；塔體；塔板AbstractInthispaper,throughthedesignofplatedistillationcolumntoachieveseparationofmethanol-waterbinarymixture,wehavetosatisfyannualhandlingcapacityof30,000tonsofrawmaterialsinthemethanolcontentof50percent,thetopproductrequirementsmethanolcontainingnotlessthan99percent,bottommethanolcontentnohigherthan1%,atmosphericpressureoperation,bubblepointfeed.

Continuousdistillationprocess.DesignusingbubblepointfeedtherawmaterialliquidthroughpreheaterafterheatedtosoakintotheDistillationColumn.Increaseduseofthewholetowerofsteamcondensate,andcondensateinthebubblepointbacktothenextpartofthetower,andtheremainingportionofproductstothestoragetankaftercooling.ThematterofisolatesbelongingtotheDepartment(understandardconditions,methanolboilingpointof78.2°C),towerreactorusingdirectsteamheating,coolingtowerbottomproductstothestoragetank.

Throughthematerialbalancetheentiretower,towerprocesssize,thetraysizecalculationprocess,thesizeoftheplatecolumntechnology.Designusesatowerdiameter1m,atotalof31plateinstalled,thefirstfeed22fortheboard,eachtrayopeningsfor2700,single-archoverflowdowncomerwholetowerheightof14.55mKeywords:sieveplatedistillationcolumn;bubblepointfeed;tower;tray1.2設(shè)計(jì)原理塔設(shè)備是化工、石油化工、生物化工、制藥等生產(chǎn)過程中廣泛采用的汽液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)汽液接觸構(gòu)件的結(jié)構(gòu)形式可分為板式塔和填料塔兩大類。蒸餾是一種重要的化工單元操作，是工業(yè)上分離液相混合物的常用方法。蒸餾操作可以采用板式塔也可以采用填料塔。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)目的塔板，氣相以鼓泡或者噴射的形式穿過板上的液層，進(jìn)行傳質(zhì)與傳熱。在正常的操作下，氣相為分散相，液相為連續(xù)相，氣相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。作為汽液兩相傳質(zhì)用的塔設(shè)備，首先必須使汽液兩相充分接觸，以獲得較高的傳質(zhì)效率．此外，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)的需要，塔設(shè)備還得考慮下列各項(xiàng)基本要求：1.汽液處理量大．即在較大的汽液流速下，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞正常操作的現(xiàn)象．

2.操作穩(wěn)定、彈性大．即當(dāng)塔設(shè)備的汽液負(fù)荷量有較大的波動時(shí)，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定的操作．并且塔設(shè)備應(yīng)保證能長期連續(xù)操作．

3.流體流動的阻力小．即流體通過塔設(shè)備的壓力降?。@將大大節(jié)省生產(chǎn)中的動力消耗，以及降低經(jīng)常操作費(fèi)用．對于減壓蒸餾操作，較大的壓力降還使系統(tǒng)無法維持必要的真空度．

4.結(jié)構(gòu)簡單、材料耗用量小、制造和安裝容易．這可以減少基建過程中的投資費(fèi)用．

5.耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修．6.塔內(nèi)滯留量小.本次設(shè)計(jì)基本上達(dá)到了設(shè)計(jì)要求，完成了設(shè)計(jì)任務(wù)，實(shí)現(xiàn)了設(shè)計(jì)目的。在設(shè)計(jì)過程中得到了老師的悉心指導(dǎo)指導(dǎo)以及本小組成員間的團(tuán)結(jié)互助，特此感謝！此外，由于設(shè)計(jì)時(shí)間有限，而我們的經(jīng)驗(yàn)也不足，在材料的收集整理以及設(shè)計(jì)之中都或多或少存在著一些不足，因此也希望得到老師的批評指正，并為今后的學(xué)習(xí)積累更多的經(jīng)驗(yàn)。

二設(shè)計(jì)方案的確定2.1塔設(shè)計(jì)原則

總的原則是盡可能多地采用先進(jìn)的技術(shù)，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低能耗的原則，具體考慮以下幾點(diǎn)。

（1）滿足工藝和操作的要求（2）滿足經(jīng)濟(jì)上的要求

（3）保證生產(chǎn)安全（4）技術(shù)先進(jìn)2.2裝置流程的確定

精餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器，再沸器，冷凝器等裝備，熱量自塔底輸入，物料在塔中多次部分被汽化和冷凝進(jìn)行精餾操作，由冷凝器中冷卻介質(zhì)將熱量帶走。工業(yè)生產(chǎn)中多應(yīng)用連續(xù)蒸餾，具有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點(diǎn)，塔頂冷凝裝置采用全凝器以便準(zhǔn)確的控制回流比。在設(shè)計(jì)過程中還應(yīng)考慮余熱的利用。

2.3板型選擇

本次設(shè)計(jì)是通過對篩板塔和浮閥塔的計(jì)算和生產(chǎn)能力，塔板效率，操作效率，操作彈性，壓力降，以及操作和造價(jià)等多方面的比較選擇了篩板塔。

篩板塔的主要優(yōu)點(diǎn)有：

（1）結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60％，為浮閥塔的80％左右。

（2）氣液分散均勻，傳質(zhì)效率高，處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10～15％。

（3）塔板效率與浮閥塔大體相當(dāng)，但比泡罩塔高15％左右。

（4）壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30％左右。（5）板上液面落差較小。

但篩板塔也存在著一些不足：

（1）塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。

（2）操作彈性較小(約2～3)，若設(shè)計(jì)合理，也能具有足夠的操作彈性。

（3）小孔篩板容易堵塞。

2.4操作壓力的選擇

精餾操作有常壓，加壓和減壓。本設(shè)計(jì)采用常壓操作，原因在于：

（1）苯和甲苯在常壓下呈液態(tài)，不必采用加壓裝置。

（2）能用水將餾出物冷卻，在常壓下實(shí)現(xiàn)苯和甲苯的分離。

（3）苯和甲苯不屬于熱敏性物料，混合液沸點(diǎn)不高，不必采用減壓蒸餾。2.5進(jìn)料狀態(tài)的選擇

物料的進(jìn)料狀態(tài)有五種，可用進(jìn)料狀態(tài)參數(shù)q值來表示。進(jìn)料為過冷液體：q＞1；飽和液體（泡點(diǎn)）：q＝1；氣、液混合物：0＜q＜1；飽和蒸氣（露點(diǎn)）：q＝0；過熱蒸氣：q＜0。本設(shè)計(jì)采用飽和液體（泡點(diǎn)）進(jìn)料，原因在于：

（1）為使精餾段和提餾段保持相同的塔徑，便于制造。

（2）保持塔的操作穩(wěn)定。

（3）避免季節(jié)的影響。2.6冷卻方式的選擇本設(shè)計(jì)選擇用冷卻水冷卻，并采用全凝器。2.7加熱方式的選擇塔釜一般采用間接蒸汽加熱，但對塔底產(chǎn)物基本是水，且在低濃度時(shí)的相對揮發(fā)度較大的體系，也可采用直接蒸汽加熱。本設(shè)計(jì)物系是苯和甲苯，宜采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。2．8回流比的選擇實(shí)際回流比總是介于最小回流比和全回流兩種極限之間。為了是塔設(shè)備合操作費(fèi)用實(shí)現(xiàn)最優(yōu)化組合，一般經(jīng)驗(yàn)值R=（1.1～2.0）Rmin;本設(shè)計(jì)選擇了若干個(gè)R值，采用計(jì)算機(jī)編程和逐板計(jì)算法求出理論板數(shù)N。作出N（R+1）～R曲線，從中找出適宜的操作回流比。

2.9工藝流程工藝流程見工藝流程圖。三精餾塔的工藝計(jì)算及塔板尺寸計(jì)算3.1精餾塔的工藝計(jì)算3.1.1物料衡(1)設(shè)計(jì)的條件原料：苯-甲苯混合物XF=0.5（摩爾分?jǐn)?shù)）產(chǎn)品要求：XD=0.97(摩爾分?jǐn)?shù))XW=0.02(摩爾分?jǐn)?shù))處理能力：20萬噸/年生產(chǎn)時(shí)間：300天/年(2)平均分子量分子量:苯MA=78Kg/kmol甲苯MB=92Kg/kmol平均分子量:ML，F(xiàn)=0.5×78+0.5×92=85Kg/kmolML，D=0.97×78+（1-0.97）×92=78.42Kg/kmolML，W=0.02×78+（1-0.02）×92=91.72Kg/kmol(3)全塔物料恒算對全塔做物料恒算：F=D+W(Ⅰ)對輕組分全塔做物料恒算：FXF=DXD+WXW(Ⅱ)聯(lián)立(Ⅰ)(Ⅱ)兩式可得：(4)相對揮發(fā)度α的計(jì)算表1：苯（A）—甲苯（B）氣液平衡數(shù)據(jù)（101.3kPa）苯的摩爾分?jǐn)?shù)溫度t/oC苯的摩爾分?jǐn)?shù)溫度t/oC液相X氣相Y液相X氣相Y0.0000.000110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.0001.00080.2由表1畫出苯—甲苯物系的溫度—組成線t-x(y)由圖1得到對應(yīng)的分離任務(wù)：XD=0.97,塔頂溫度tD=80.790CXW=0.02,塔底溫度tW=109.530CXF=0.5,進(jìn)料溫度tF=91.810C則塔平均溫度由;;;可得：tD=80.790C，XD=0.97,PA0=103.63KPaPB0=39.90KPatw=109.530C，XW=0.02,PA0=231.72KPaPB0=98.23KPatF=91.810C，XF=0.5,PA0=143.60KPaPB0=57.48KPa則相平衡方程為：3.1.2理論板數(shù)NT的確定先用圖解法找出最佳回流比泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1，Xe=XF=0.5,最小回流比Rmin為：設(shè)回流比R=βRmin根據(jù)經(jīng)驗(yàn)由β=1.1～2.0。然后用捷算法求出不同的β對應(yīng)的NT值。根據(jù)費(fèi)用最小原則，作出N(R+1）～R圖從而確定最佳回流比及此時(shí)的理論板數(shù)：時(shí)，查（《化工原理》（下）P104圖9-36）吉利蘭關(guān)聯(lián)圖及用原始數(shù)據(jù)回歸方程：計(jì)算結(jié)果又表2所示：表2：確定最佳回流比計(jì)算結(jié)果表β1.11.21.31.41.51.61.71.81.92.0R1.31561.43521.55481.67441.79401.91362.03322.15282.27242.39200.05160.09820.14040.17890.21400.24630.27600.30250.32890.3526N22.03419.16317.27915.59014.92014.35813.88213.47513.11812.085N(R+1)51.00046.66643.14441.69441.68641.83342.10742.48442.92743.435根據(jù)表2和圖2：一般精餾塔的費(fèi)用和N(R+1)成正比，所以從圖中得最佳回流比：Ropt=βRmin=1.43×1.196=1.71.此時(shí)對應(yīng)的理論板數(shù)為：NT=15.38-1=1415塊（不含塔釜）3.1.3實(shí)際板數(shù)NP(1)板效率ET的計(jì)算由進(jìn)料平均溫度tm=95.16C查黏度得:苯的黏度μA=0.274mpa.s苯的黏度μB=0.278mpa.s則進(jìn)料液體黏度μL=μA×XF+μB×(1-XF)=0.274×0.5+0.278×(1-0.05)=0.276mpa.s故其中[αμL=0.69(0.1,7.5)]:(2)實(shí)際板數(shù)(3)進(jìn)料板位置的確定(由逐板計(jì)算法編程得)由逐板計(jì)算法計(jì)算：精餾段操作線方程為：結(jié)合相平衡方程：可得提餾段操作線方程為：泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1，Xe=XF=0.5第一塊板上升的氣相組成為：y1=xD=0.97第一塊板下降的液相組成為：由此法計(jì)算結(jié)果由表3所示：表3：逐板計(jì)算結(jié)果表x2x3x4x5x6x7x80.92820.870.79580.71070.62490.54840.48740.433y1y2y3y4y5y6y7y80.970.94360.90690.860.80640.75220.70390.6563x9x10x11x12x13x14x150.35790.26970.18360.11360.06470.0340.016y9y10y11y12y13y14y150.58220.480.35990.24270.14740.08090.0391計(jì)算得加料板位置在第7塊板，理論板數(shù)NT=15（含塔釜）實(shí)際板數(shù)加料板位置為：以下為局部放大圖：3.2基本物性數(shù)據(jù)的計(jì)算3.2.1平均分子量的計(jì)算ML.F=MAXF+MB(1-XF)=78×0.5+92×(1-0.5)=85.00Kg/molML,D=MAXD+MB(1-XD)=78×0.97+92×(1-0.97)=78.42Kg/molML,W=MAXW+MB(1-XW)=78×0.02+92×(1-0.02)=91.72Kg/molMV,F=MAyF+MB(1-yF)=78×0.714+92×(1-0.714)=82.00Kg/molMV,.D=MAyD+MB(1-yD)=78×0.988+92×(1-0.988)=78.17Kg/molMV,W=MAyW+MB(1-yW)=78×0.049+92×(1-0.049)=91.32Kg/mol3.2.2平均密度的計(jì)算tF=91.810CρA=802.78Kg/m3ρB=800.36KgtD=80.790CρA=814.19Kg/m3ρB=810.53KgtW=109.530CρA=782.02Kg/m3ρB=783.39Kg(1)液相密度的計(jì)算計(jì)算可得:=801.47Kg/m3同理得:=814.06Kg/m3=783.86Kg/m3則精餾段和提餾段的平均密度為:807.77Kg/m3

792.67Kg/m3(2)氣相密度的計(jì)算由同理得:則精餾段和提餾段的平均密度為:3.2.3精餾段物性數(shù)據(jù)(1)液體回流量(2)氣體回流量3.2.4提餾段物性數(shù)據(jù)(1)液體回流量(2)氣體回流量3.2.5液體平均表面張力的計(jì)算液體平均表面張力的計(jì)算,依下式:塔頂液體的平均表面張力計(jì)算:由tD=80.790C查苯的表面張力=21.2mN/m；甲苯的表面張力=22.4mN/m則=XDσA+XWσB=0.97×21.2+0.02×22.4=21.24mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算:由tF=91.810C查苯的表面張力=19.8mN/m；甲苯的表面張力=20.2mN/m則=σAXF+σB(1-XF)=0.5×21.2+0.5×22.4=20.00mN/m精餾段液相平均表面張力的計(jì)算:=(+)=(20.00+21.24)×=20.62mN/m3.3塔的主要尺寸的計(jì)算3.3.1塔徑D的計(jì)算取板間距為HT=0.5m,板上液層高度為HL=0.06m;則查史密斯關(guān)聯(lián)圖得：C20=0.096;液泛速度可由下式計(jì)算：則m/s；取安全系數(shù)（泛點(diǎn)百分率）為0.8，則空塔氣速為：則所需氣體流通面積為：查（《化工原理》（下）P180表10-2）選擇單流型塔板，并取堰長查（《化工原理》（下）P176圖10-40）得溢流管面積和塔板面積之比為：；；將D'圓整，得D=2.0m；；則實(shí)際泛點(diǎn)百分率為：。3.3.2精餾塔板在進(jìn)料板上方開一個(gè)人孔，高度為0.6m;實(shí)際塔板數(shù)：塔板有效高度為：Z=(NP－1)×HT＋0.06＝（27－1）×0.04＋0.6=11.0m3.4塔板主要工藝尺寸的計(jì)算3.4.1溢流裝置的計(jì)算因塔徑D=2.0m,選擇弓形單溢流降液管，采用凹形受液盤，計(jì)算如下：(1)堰長；(2)溢流堰高度計(jì)算選用平直堰，堰上液層高度how由下式計(jì)算：（其中E近似取1）取板上清液層高度為：hL=0.06m;則hw=0.06-0.021=0.039m;弓形單溢流降液管寬度Wd和截面積Af的計(jì)算由：得：查（《化工原理》（下)P176圖10-40）得：依下式驗(yàn)算液體在降管中停留的時(shí)間，即：由AT=3.14m2得Af=0.088AT=0.088×3.14=（4）降液管底隙高度ho的計(jì)算取液體通過底隙時(shí)的流速=0.08則；故設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤，取深度為3.4.2塔板布置（1）塔板的分塊因D=2000mm800mm故采用分塊式，由下表4可知：表4：塔徑與塔板分塊數(shù)的關(guān)系塔徑mm800~12001400~16001800~20002200~2600塔板分塊數(shù)3456故取塔板數(shù)為5塊。（2）邊緣區(qū)寬度確定取人口安定區(qū)寬度為，邊緣區(qū)寬度為。（3）開孔區(qū)面積的計(jì)算開孔面積為其中；；故：（4）篩孔的計(jì)算及其排列由于處理的物系沒有腐蝕性，可選取的厚度為的碳鋼板；取篩孔直徑為篩孔按正三角形排列，取孔中心距為：篩孔數(shù)目n為：。開孔率為：氣體通過篩孔的氣速為：。3.5篩板的校核3.5.1(1)干板阻力的計(jì)算由于干板阻力可由下式計(jì)算：由，查（《化工原理》（下）P182圖10-45）得干篩孔的流量系數(shù)圖可得：，；(2)氣體通過液層的阻力的計(jì)算氣體通過液層的阻力可由下式計(jì)算：按面積計(jì)算的氣體流速為：氣體能動因子；查（《化工原理》（下）P182圖10-46）充氣系數(shù)與能動因子關(guān)聯(lián)圖得：β=0.57，則；由上式計(jì)算板壓降為：（3）液面的表面張力的阻力的計(jì)算液面的表面張力的阻力可由下式計(jì)算：氣體通過每層塔板的液面高度為：；氣體通過每層塔板的壓降為：。3.5.2在正常的流體流量范圍，對于的篩板，液面落差可以忽略，對于流體流量很大及的篩板，需要考慮液面落差的影響。對本塔的設(shè)計(jì)，塔徑D=2000mm,液體流量F=90.78mol/s,液面落差可以由下式計(jì)算：液流平均寬度：液流長度：；則。3.5.3液沫夾帶按FLV=0.037和泛點(diǎn)百分率為0.0779，查（《化工原理》（下）P183圖10-47）液沫夾帶關(guān)聯(lián)圖，得=0.074.則本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量ev在允許范圍內(nèi)。3.5.4溢流液泛溢流管中的當(dāng)量清液高度由下式計(jì)算：已知：苯—甲苯混合物不易起泡，取=0.6，降液管內(nèi)泡沫層高度為：3.5.5漏液對篩板塔漏液點(diǎn)的孔數(shù)uo,min可由下式計(jì)算：則實(shí)際孔速16.463m/s>5.911m/s穩(wěn)定系數(shù)為故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液現(xiàn)象，表明塔板由足夠的操作彈性。3.6負(fù)荷性能圖3.6.1液相下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由式取E=1，則在負(fù)荷性能圖Lh=4.3m33.6.2液相上限線取液體在降液管中的停留時(shí)間為3s.根據(jù)，可得：在負(fù)荷性能圖Lh.max=165.6m3/h處作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線（線5）。3.6.3漏液線由，；把漏液點(diǎn)近似看成直線，可由下面表5中兩點(diǎn)大致確定其位置，表5所取的兩點(diǎn)表Lh/(m3/h)50100Vh/(m3/h)50015435.85由以上兩點(diǎn)可得漏液線（線2）3.6.4過量液沫夾帶線同樣此線也近似看做直線，由兩點(diǎn)大致確定其位置，第一點(diǎn)取液氣比與設(shè)計(jì)點(diǎn)相同，=0.037，令=0.1,求得=0.135，并查（《化工原理》（下）P183圖10-47），可得泛點(diǎn)百分率為0.90，泛點(diǎn)速度，則；則相應(yīng)的氣體、液體流量分別為：第二點(diǎn)取液氣質(zhì)量流率比為：;則=0.116，令=0.1,求得=0.0476，并查（《化工原理》（下）P183圖10-47），可得泛點(diǎn)百分率為0.93，查史密斯關(guān)聯(lián)圖得C20=0.09，則C=0.0906；；則相應(yīng)的氣體、液體流量分別為：；；由以上兩點(diǎn)可得過量液沫夾帶線（線1）3.6.5溢流液泛線當(dāng)降液管內(nèi)當(dāng)量清液高度Hd=φ（HT+hw)=0.6×(0.5+0.039)=0.3234m;將發(fā)生液流液泛，對于一定流體量L，;;;（由《化工原理》（下）P182圖10-46）可知，當(dāng)氣速較高時(shí)，充氣系數(shù)β近似于常數(shù)0.57）與氣體流量無關(guān)，這樣可求出液泛時(shí)的干板壓降及相應(yīng)氣體流量。第一點(diǎn)??；求得=0.0001m;則干板壓降第二點(diǎn)?。粍t△=0.0001m;則干板壓降連接以上兩點(diǎn)即可求得溢流液泛線（線3）；3.6.6負(fù)荷性能圖根據(jù)以上各線方程，可作出塔的負(fù)荷性能圖，如下圖所示：在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即作出操作線，由可以看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制，由圖查得：Vs,max=4.293m/s;Vs,min=故操作彈性為：。3.7能量衡算3.7.1再沸器查得泡點(diǎn)溫度tF=91.810C時(shí)，CF=CA=CB=2.01KJ/(Kg.K)苯的氣化潛熱rA=91.50Kcal/Kg=383..09KJ/Kg甲苯的氣化潛熱rB=89.78Kcal/Kg=375.89KJ/Kg則：QF=F×IF=F×CF×tF=90.78×85×10-3×2.01×91.81KJ/s=1.424×103KJ/s回流溫度近似取苯的沸點(diǎn)（800C），tR=QR=R×D×CR×tR=1.71×45.87×78.42×10-3×2.01×80=989.09KJ/s塔頂氣相的焓按純苯計(jì)算：IV=CA×tA+rA=2.01×80+383.09=543.89KJ/KgQV=D(R+1)×IV=45.87×78.42×10-3×(1.71+1)×543.89KJ/s=5.302×103KJ/s塔底的溫度近似取甲苯的沸點(diǎn)（1100C則：QW=W×Cw×tw=44.91×91.72×10-3×2.01×110=910.74KJ/s一般設(shè)熱損失為10%，則有（1-10%）×（QR+QF+QB）=QV+QW所以再沸器負(fù)荷用間接蒸汽加熱，設(shè)飽和水蒸汽壓力為0.5MPa=5×105Pa，此時(shí)的汽化熱為r=2113.2KJ/Kg，t=151.70蒸汽用量3.7.2冷凝器由rA=394KJ/Kg；rB=363KJ/Kg；塔頂氣化潛熱rV=rAxA+rBxB=394×0.97+363×0.03=393.07KJ/KgQC=D(R+1)×rV=45.87×78.42×10-3×(1.71+1)×393.07=3.832×103KJ/s取冷凝水進(jìn)口溫度t1=250C,出口溫度t2=水的摩爾熱熔CP=4.174KJ/Kg.K,冷卻水用量為：；表6：塔板設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表項(xiàng)目數(shù)值項(xiàng)目數(shù)值平均溫度tm,oC95.16凹形受液盤深度hw'，m0.05操作壓強(qiáng)Pm,Kpa101.325開孔區(qū)面積Aa,m22.21氣相平均流量Vs,(m3/s)3.6674篩孔直徑d0,m0.006液相平均流量Ls,(m3/s)0.007934篩孔數(shù)目n,（個(gè)）7879實(shí)際塔板數(shù)Np,塊27孔中心距t，m0.018塔的有效段高度Z,m14.8開孔率φ,%10.1塔徑D,m2空塔氣速Un',(m/s)1.28板間距HT,m0.5篩孔氣速U0,(m/s)16.463溢流形式單溢流型穩(wěn)定系數(shù),K2.78降液管形式弓形塔板壓降hf,m液柱0.1238堰長Lw,m1.4負(fù)荷上限液泛控制堰高h(yuǎn)w,m0.039負(fù)荷下限液漏控制板上液層高度hL,m0.06液沫夾帶量ev,Kg液/Kg氣0.051堰上液層高度how,m0.021氣相負(fù)荷上限Vh,min，(m3/s)4.293降液管底隙高度h0,m0.071氣相負(fù)荷下限Vh,max，(m3/s)1.25安定區(qū)寬度ws,m0.07液相負(fù)荷下限Lh,min，(m3/h)4.3邊緣區(qū)寬度wc,m0.05液相負(fù)荷上限Lh,max，(m3/h)165.6干板阻力hc,m液柱0.0896操作彈性3.434降液管寬度Wd,m0.298氣體通過液層的阻力h1,m液柱0.0342降液管截面積Af,m20.276氣體通過每層塔板的壓降△P,KPa0.993四塔的輔助設(shè)備及附件的計(jì)算與選型4.1換熱器計(jì)算4.1.1塔頂回流冷凝器塔頂回流冷凝器通常采用管殼式換熱器，因?yàn)樗x精餾塔處理量大，且塔板數(shù)較多，為了避免給安裝檢修帶來不便，選擇強(qiáng)制循環(huán)式，即將冷凝器置于塔下部適當(dāng)位置，用泵向塔頂送回流，在冷凝器合泵之間設(shè)回流罐，凝液借壓差流回罐中，塔頂飽和蒸汽溫度td=80.790C，按需求將其冷卻到td`=400C，冷卻水進(jìn)口溫度為t1=250查表得，在此溫度范圍內(nèi)水的比熱容CP.H2O=4.174KJ/Kg.K,傳熱系數(shù)k有300，600兩種，一般取k為600W/m2.K;所以：塔頂冷凝回流器的換熱面積：4.1.2塔底再沸器所選的精餾塔的直徑較大，故選用罐式再沸器，將再沸器置于塔外采用間接蒸汽加熱，塔底溫度tW=109.530C,塔底基本看做是純的甲苯，查表，近似取此溫度范圍內(nèi)甲苯的比熱容CP.m=2.112KJ/（Kg.0Q=VS’×CP.m×ML.W×△t其中△t=T-tW再沸器的換熱面積：；4.1.3預(yù)熱器考慮到能源的利問題，可由用釜液到規(guī)定的溫度，所以放出的熱量來給進(jìn)口料預(yù)熱。進(jìn)口料液初溫tF,0=500C,設(shè)計(jì)要求泡點(diǎn)進(jìn)料，故經(jīng)過預(yù)熱后其溫度tF=91.810C；釜液初溫tw=109.530C,要求冷卻tw'=400C,料液平均分子量ML.F設(shè)經(jīng)過釜液預(yù)熱后進(jìn)口料溫度為tF'，則有：故還需加一個(gè)預(yù)熱器，使料液預(yù)熱后達(dá)到91.810C，0.5mPa的飽和水蒸氣溫度為T=151.70其中：則預(yù)熱器的換熱面積：4.2接管尺寸計(jì)算與選型4.2.1進(jìn)料管尺寸計(jì)算與選型料液質(zhì)量流率：Gf=FML.F=90.78×85×10-3=7.716Kg/s則其體積流率：;取管內(nèi)流速,則進(jìn)料管管經(jīng)為：則可選擇進(jìn)料管φ95mm×3.5mm的熱扎無縫鋼管。4.2.2塔頂蒸汽出口管管內(nèi)徑計(jì)算與選型取精餾段氣相流率為塔頂蒸汽流速則GDV=VSML.D=3.6674×78.17×10-3=0.2867Kg/s;則體積流率為：查資料可知，常壓操作條件下，管內(nèi)蒸汽流速取12~20m/s,取uD.V=則塔頂蒸汽出口管管徑為：所以選擇規(guī)格為φ100mm×9mm的承插式鑄鋼管（100mm為內(nèi)徑）。4.2.3回流管尺寸的計(jì)算及選型回流液體積流率VD.L=0.007556m3/s,取回流液流速為uD.L=1m則回流管管徑為:所以選擇規(guī)格為φ108mm×4mm的熱扎無縫鋼管。4.2.4釜液出口尺寸的計(jì)算與選型釜液質(zhì)量流率GW=WML.W=44.91×91.72×10-3=4.119Kg/s；則體積流率為：;塔釜液出塔的速度一般可取為0.5~1.0，取釜液流速為uw=0.8m/s,則釜液出口管管經(jīng)為:所以選擇規(guī)格為φ102mm×5mm的熱扎無縫鋼管。4.3附件尺寸的確定及塔高的計(jì)算4.3.1塔頂空間HD塔頂空間指塔內(nèi)最上層踏板與塔頂?shù)拈g距，取HD=1.5m.4.3.2塔底空間HW塔底空間指塔內(nèi)最下層踏板與塔底的間距，其值由如下因素確定：（1）塔底液面到最下層塔板間要有1~2m的間距，本設(shè)計(jì)為1.5m。（2）塔底貯液空間依貯存液停留時(shí)間而定，停留時(shí)間一般為3~5min。本設(shè)計(jì)取塔底貯液停留時(shí)間為4s；則貯液高度△Z為：則HW=HD+△Z=1.5+0.61=2.11m。4.3.3桾座HQ取HQ=3.0m.。4.3.4一般每隔10~12層塔板設(shè)一人孔（安裝，檢修用），經(jīng)常情況下每隔5~8塊踏板設(shè)一人孔，人孔直徑為600mm，其伸出塔體的管體長為200mm，設(shè)計(jì)5個(gè)人孔，則塔高為：H=1.5+（27-1）×0.5+3×0.6+2.11+3=21.41m.4.3.5原料罐V=F×3600×24×15=0.009628×24×15=122477.9則對于一般的化工工廠，原料儲存多選側(cè)15天的儲量，對于大量的液體存量，有時(shí)可選擇球形儲罐群。因此本設(shè)計(jì)種需選用總體積為122500m3的原料4.4泵的選型4.4.1回流泵的選型首先計(jì)算回流罐的尺寸，冷凝液在回流罐內(nèi)停留時(shí)間為15mim，回流罐儲存的冷凝液的體積為:則回流管體積可選為11m3回流管內(nèi)的液體可看作是純的笨，溫度為400C，則其流動雷諾常數(shù)可下式算：其中：故回流管絕對粗糙度ε=0.3mm,因?yàn)镽e>>5000,所以可由下面公式直接計(jì)算摩擦系數(shù)λ：求得：λ=0.0262。根據(jù)塔高的數(shù)據(jù)：可取回流管長度為所以直管阻力損失為：在回流管中裝有900標(biāo)準(zhǔn)彎頭3個(gè)，半開閥（標(biāo)準(zhǔn)截止閥：球形閥）1個(gè)，孔板流量計(jì)1個(gè)（相當(dāng)于一個(gè)半開閥（閘閥）的阻力系數(shù)）（見塔的工藝流程圖），所以回流管中總阻力損失為：則單位重量流體的阻力損失：在回流泵的入口截面（設(shè)為A）和回流管進(jìn)入精餾塔之前一截面（設(shè)為A’）之間列機(jī)械能恒算式，令泵入口處液體流速uA=0m/s,所以回流泵的揚(yáng)程為：所以選擇揚(yáng)程為49m,型號為80Y-60A的油泵。4.4.2加料管內(nèi)液體溫度為500C，則其流動雷諾數(shù)為:在500C下，苯的密度為ρ1=846.8Kg/m3;粘度為μ1=0.435×10-3Pa.s甲苯的密度為ρ2=839.0Kg/m3粘度為μ2=0.419×10則=0.5×846.8+0.5×839.0=842.9Kg/m3=0.5×0.435×10-3+0.5×0.419×10-3=0.427×10-3Pa.s故加料管內(nèi)液體可看作是湍流流動，因?yàn)镽e>>5000,所以可由下面公式直接計(jì)算摩擦系數(shù)λ:求得λ=0.0271根據(jù)塔高的數(shù)據(jù),可取加料管長度為：=3+2.11+13×0.5+0.6=12.21m;在加料管中裝有900標(biāo)準(zhǔn)彎頭1個(gè)，半開閥1個(gè)，孔板流量計(jì)1個(gè)（相當(dāng)于一個(gè)半開閥（閘閥）的阻力系數(shù)）（見塔的工藝流程圖）所以加料管中總阻力損失為：則單位重量流體的阻力損失：在加料泵的入口截面（設(shè)為B）和加料管進(jìn)入精餾塔之前一截面（設(shè)為B’）之間列機(jī)械能恒算式，令泵入口處液體流速uB=0m/s,所以回流泵的揚(yáng)程為：所以選擇揚(yáng)程為38m,型號為80Y-60B的油泵。第5章主要符號說明符號意義與單位符號意義與單位Aa開孔區(qū)面積,m2Ad冷凝回流器的換熱面積,m2Af降液管截面積,m2△P氣體通過每層塔板的壓降,KPaws安定區(qū)寬度,mLs液相平均流量,(m3/s)wc邊緣區(qū)寬度,mHe回流泵揚(yáng)程,mWd降液管寬度,mun'空塔氣速,(m/s)hc干板阻力,m液柱u0篩孔氣速,(m/s)h1氣體通過液層的阻力,m液柱hf塔板壓降,m液柱hw'凹形受液盤深度，mev液沫夾帶量,Kg液/Kg氣hL板上液層高度,mVh,min氣相負(fù)荷上限，(m3/s)how堰上液層高度,mVh,max氣相負(fù)荷下限，(m3/s)h0降液管底隙高度,mLh,min液相負(fù)荷下限，(m3/h)Pm操作壓強(qiáng),KpaLh,max液相負(fù)荷上限，(m3/h)Vs氣相平均流量,(m3/s)Np實(shí)際塔板數(shù)NT理論塔板數(shù)Ropt最適回流比uf液泛速度，(m/s)d0篩孔直徑,mHT板間距,mFa氣體動能因子ιw堰長,mET塔板效率hw堰高,mHf單位重量流體阻力損失Re雷諾數(shù)Rmin最小回流比hf回流管中總阻力損失,mGw釜液質(zhì)量流率,Kg/sQB再沸器負(fù)荷hσ液面表面張力的阻力，m液柱HD塔頂空間,mHW塔底空間,mμ液體粘度，mpa.sQ熱流量，Wσ表面張力，mN/mρ密度，Kg/m3R回流比q進(jìn)料狀態(tài)參數(shù)x液相組成摩爾分?jǐn)?shù)y氣相組成摩爾分?jǐn)?shù)F進(jìn)料摩爾質(zhì)量Kmol/hα相對揮發(fā)度W釜液摩爾流量Kmol/hτ時(shí)間,sD塔頂餾出液摩爾質(zhì)量Kmol/hK穩(wěn)定系數(shù)△Z貯液高度,m△液面落差，mm摩爾質(zhì)量Kg/Kmoln篩孔數(shù)目,（個(gè)）Z塔的有效高度,mD塔徑,mφ開孔率λ摩擦系數(shù)ε絕對粗糙度t孔中心距，mr氣化潛熱KJ/Kgδ塔板厚度,mmβ充氣系數(shù)k傳熱系數(shù),W/m2.K參考文獻(xiàn)陳敏恒、叢得滋等，化工原理（上、下冊），北京：化學(xué)工藝出