化工原理課程設(shè)計

1、化工原理課程設(shè)計設(shè)計題目： 甲苯混合液浮閥塔設(shè)計 專 業(yè)：過程裝備與控制工程 班 級： 學 號： 學生姓名： 指導(dǎo)教師：2013年07月01日板式塔設(shè)計任務(wù)書一、 設(shè)計題目苯-甲苯混合液 浮閥 精餾塔設(shè)計二、設(shè)計條件1、年處理量：苯-甲苯混合液8噸/小時;2、泡點進料，進料苯含量為41% （質(zhì)量分率，下同）；3、塔頂苯含量不低于96%;塔底苯含量不高于4%4、塔頂壓力4Kpa （表壓）；單板壓降w 0.7Kpa；常壓操作（101.325kpa）;5、回流比R /Rmin：自取三、設(shè)計任務(wù)完成精餾塔工藝設(shè)計，運用最優(yōu)化方法確定最佳操作參數(shù)；精餾設(shè)備設(shè)計，有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計和選用；繪制生產(chǎn)工藝流程

2、圖，塔板結(jié)構(gòu)簡圖和塔板負荷性 能圖；編制設(shè)計說明書。1、設(shè)計方案的確定及工藝流程的說明；2、精餾塔的物料衡算；3、塔板數(shù)的確定；4、精餾塔的工藝條件及有關(guān)的物性數(shù)據(jù)的計算。5、精餾塔塔體工藝尺寸的計算；6、塔板主要工藝尺寸的計算；7、塔板流體力學的驗算；8、塔板負荷性能圖；9、精餾塔接管尺寸計算；10、塔頂冷凝器、塔底再沸器選型計算；11、繪制生產(chǎn)工藝流程圖；12、繪制塔板結(jié)構(gòu)簡圖；13、繪制精餾塔設(shè)計條件圖；14、對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論；四、設(shè)計要求1、設(shè)計步驟詳細清楚，每項設(shè)計結(jié)束后列出計算結(jié)果明細表；2、選用的計算公式、圖表、數(shù)據(jù)正確并注明來源，符號和單位要統(tǒng)3、要求能用計算機

3、軟件來輔助設(shè)計及繪圖。4、設(shè)計說明書要求字跡工整，裝訂成冊上交。五、設(shè)計時間： 兩周序言化工原理課程設(shè)計是綜合運用化工原理課程和有關(guān)先 修課程（物理化學，化工制圖等）所學知識，完成一個單元 設(shè)備設(shè)計為主的一次性實踐教學，是理論聯(lián)系實際的橋梁，在整個 教學中起著培養(yǎng)學生能力的重要作用。通過課程設(shè)計，要求更加熟 悉工程設(shè)計的基本內(nèi)容，掌握化工單元操作設(shè)計的主要程序及方 法，鍛煉和提高學生綜合運用理論知識和技能的能力，問題分析能 力，思考問題能力，計算能力等。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(yīng)用。 精餾過程在能量劑驅(qū)動下（有時

4、加質(zhì)量劑） ，使氣液兩相多次直接 接觸和分離， 利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同， 使易揮發(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 混合液中各組分的分離。 根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求， 精餾操作可以是 連續(xù)的或間歇的， 有些特殊的物系還可采用恒沸精餾或萃取精餾等 特殊方法進行分離。本設(shè)計的題目是苯 - 甲苯連續(xù)精餾浮閥塔的設(shè) 計，即需設(shè)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， 采用連續(xù)操作方式，需設(shè)計一板式塔將其分離。目錄1、設(shè)計方案的確定與說明 . 71.1 苯- 甲苯物性 71.2 操作條件的確定 . 71.2.1 操作壓力 . 71.2.2 進料狀態(tài) .

5、81.2.3 加熱方式 . 81.2.4冷卻劑與出口溫度 . 81.2.5熱能的利用 . 91.3 確定設(shè)計方案的原則 . 91.3.1滿足工藝和操作的要求 . 91.3.2滿足經(jīng)濟上的要求 . 101.4 本設(shè)計方案的流程和概述 . 102、塔板的工藝設(shè)計 . 112.1 塔物料衡算 112.1.1 原料液及塔頂、塔頂產(chǎn)品摩爾分率的計算 112.1.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 112.1.3 物料衡算 . 112.2 塔板數(shù)的確定 122.2.1 揮發(fā)度的確定 122.2.2回流比 R 的求取 122.2.3 實際板數(shù)的求取 122.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性的計算. 13

6、2.3.1 操作壓力計算 132.3.2 操作溫度的計算 142.3.3平均摩爾質(zhì)量的計算 142.3.4 平均密度的計算 142.3.5液體的平均表面張力的計算 152.3.6液體平均粘度計算 162.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 162.4.1塔徑的計算 162.4.2精餾塔有效高度的計算 172.5 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計算 172.5.1 溢流裝置計算 172.5.2浮閥數(shù)目、浮閥排列及塔板布置 192.6 塔板流體力學驗算 202.6.1計算氣相通過浮閥塔板的壓降 202.6.2液泛 222.6.3 計算霧沫夾帶量 232.7 精餾段塔板負荷性能圖 242.7.1 霧沫夾帶上限線 24

7、2.7.2液泛線 252.7.3 液相負荷上限線 272.7.4氣體負荷下限線（漏液線） 272.7.5液相負荷下限線 272.8 浮閥塔設(shè)計結(jié)果匯總 293、附屬設(shè)備及主要附件的選型計算 . 303.1 接管尺寸計算 303.1.1進料管 303.1.2回流管 303.1.3塔底出料管 303.1.4 塔頂蒸汽出料管 303.1.5塔底進氣管 323.1.6筒體和封頭 313.1.7除沫器 313.1.8裙座 333.1.9人孔 333.2 塔總體高度的設(shè)計 343.2.1塔的頂部空間高度 343.2.2塔的底部空間高度 343.2.3塔立體高度 343.3 冷凝器的設(shè)計 343.3.1 確

8、定物性參數(shù) 343.3.2 計算總傳熱系數(shù) 343.3.3工藝結(jié)構(gòu)尺寸計算 343.3.4換熱器核算 343.3.5 計算總傳熱系數(shù) 343.3.6工藝結(jié)構(gòu)尺寸計算 343.4 再沸器的設(shè)計 403.4.1 前期數(shù)據(jù)準備 343.4.2 估計設(shè)備尺寸 343.4.2 傳熱系數(shù)的校核 343.4.3換熱器核算 343.4.4 計算總傳熱系數(shù) 343.4.5工藝結(jié)構(gòu)尺寸計算 34設(shè)計小結(jié) 43參考文獻 錯誤 ! 未定義書簽。1、設(shè)計方案的確定與說明1.1 苯-甲苯物性苯的沸點為80.1C，熔點為5.5C，在常溫下是一種無色、味甜、有芳香氣味 的透明液體，易揮發(fā)。苯比水密度低，密度為 0.88g/m

9、l，但其分子質(zhì)量比水重。 苯難溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一種良好的有機溶劑，溶解有機 分子和一些非極性的無機分子的能力很強。甲苯是最簡單， 最重要的芳烴化合物之一。 在空氣中， 甲苯只能不完全燃燒， 火焰呈黃色。甲苯的熔點為-95 C，沸點為111 Co甲苯帶有一種特殊的芳香味 （與苯的氣味類似），在常溫常壓下是一種無色透明，清澈如水的液體，密度為 0.866克/厘米3，對光有很強的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯幾乎不溶于水 （0.52g/l），但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大 多數(shù)其他常用有機溶劑中也有很好的溶解性。甲苯的粘性為0.6 mP

10、a s也就是說它的粘稠性弱于水。甲苯的熱值為40.940 kJ/kg,閃點為4 C,燃點為535 C。分離苯和甲苯，可以利用二者沸點的不同，采用塔式設(shè)備改變其溫度，使其 分離并分別進行回收和儲存。 板式精餾塔、 浮法塔都是常用的塔類型， 可以根據(jù) 不同塔各自特點選擇所需要的塔。1.2 操作條件的確定確定設(shè)計方案是指確定整個精餾裝置的流程、各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和某些操 作指標。例如組分的分離順序、塔設(shè)備的型式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸 汽的冷凝方式、 余熱利用方案以及安全、 調(diào)節(jié)機構(gòu)和測量控制儀表的設(shè)置等。 下 面結(jié)合課程設(shè)計的需要，對某些問題作些闡述。1.2.1 操作壓力蒸餾操作通?？稍诔?/p>

11、、加壓和減壓下進行。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。 例如，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)在加壓下進行蒸餾。當物性無特殊要求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下， 適當?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰Α?有時應(yīng)用 加壓蒸餾的原因， 則在于提高平衡溫度后， 便于利用蒸汽冷凝時的熱量， 或可用 較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。1.2.2 進料狀態(tài)進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔

12、的熱負荷都有密切的聯(lián)系。在實際的 生產(chǎn)中進料狀態(tài)有多種， 但一般都將料液預(yù)熱到泡點或接近泡點才送入塔中， 這 主要是由于此時塔的操作比較容易控制， 不致受季節(jié)氣溫的影響。 此外， 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。1.2.3 加熱方式蒸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。若塔底產(chǎn)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(nèi)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(shè)備費用。然而，直接

13、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(yīng)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 0.40.7KPa （表壓）。飽和水蒸汽的溫度與壓力互為單值函數(shù)關(guān)系， 其溫度可通過壓力調(diào)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

14、作為加熱劑。 但若要求加熱溫度超過180C時，應(yīng)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。1.2.4 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(jīng)濟的。 水的入口溫度由氣 溫決定， 出口溫度由設(shè)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

15、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。1.2.5 熱能的利用 精餾過程是組分反復(fù)汽化和反復(fù)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(chǎn)品去預(yù)熱原料， 塔頂蒸汽的冷凝潛 熱去加熱能級低一些的物料，

16、 可以將塔頂蒸汽冷凝潛熱及釜液產(chǎn)品的余熱充分利 用。此外，通過蒸餾系統(tǒng)的合理設(shè)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， 可以提高精餾塔的熱力學效率。 因為設(shè)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。1.3 確定設(shè)計方案的原則確定設(shè)計方案總的原則是在可能的條件下， 盡量采用科學技術(shù)上的最新成就， 使生產(chǎn)達到技術(shù)上最先進、經(jīng)濟上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消 耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點：1.3.1 滿足工藝和操作的要求所設(shè)計出來的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達到任務(wù)規(guī)定的要求，而且質(zhì) 量要穩(wěn)定， 這就要求各

17、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(yīng)的措施。 其次所定的設(shè)計方案需要有一定的操作彈性， 各處流量應(yīng) 能在一定范圍內(nèi)進行調(diào)節(jié)， 必要時傳熱量也可進行調(diào)整。 因此，在必要的位置上 要裝置調(diào)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(yīng)考慮到生產(chǎn)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(chǎn)過程是否正常， 從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應(yīng)措施。1.3.2 滿足經(jīng)濟上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗， 減少設(shè)備及基建費用。 如前所述在蒸餾過程中如 能適當?shù)乩盟敗?

18、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(shè)備費都有影響。 同樣， 回流比的大小對操 作費和設(shè)備費也有很大影響。降低生產(chǎn)成本是各部門的經(jīng)常性任務(wù)，因此在設(shè)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(yīng)結(jié)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。1.3.3 保證安全生產(chǎn)例如酒精屬

19、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(shè)備。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)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(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設(shè)計中，對第一 個原則應(yīng)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。1.4 本設(shè)計方案的流程和概述塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。塔設(shè)備的設(shè)計和研究，已經(jīng) 受到化工行業(yè)的極大重視。 在化工生產(chǎn)中， 塔設(shè)備的性能對于整個裝置的產(chǎn)品產(chǎn) 量、質(zhì)量、生產(chǎn)能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護等各個方面，都有非 常重大的影響。 精餾過程的實

20、質(zhì)是利用混合物中各組分具有不同的揮發(fā)度。 即在 同一溫度下， 各組分的飽和蒸汽壓不同這一性質(zhì)， 使液相中的輕組分轉(zhuǎn)移到汽相 中，汽相中的重組分轉(zhuǎn)移到液相中， 從而達到分離的目的。 因此精餾塔操作彈性 的好壞直接關(guān)系到石油化工企業(yè)的經(jīng)濟效益。 擬設(shè)計一臺年處理苯甲苯混合液 3.0 萬噸（開工率 300 天/年）的浮閥精餾塔，要求塔頂餾出液中苯含量不低于 98%，塔底釜液中含苯量不高于2%。先設(shè)計苯-甲苯混合液經(jīng)預(yù)熱器加熱后，用泵送入 精餾塔；塔頂上升蒸汽采用冷凝器冷凝后部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品冷卻后送 至貯槽；塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱， 塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。工藝流程 圖見附圖1。操作壓

21、力為常壓101.3 kPa,采取泡點進料。（流程圖見附圖）2、塔板的工藝設(shè)計2.1塔物料衡算2.1.1原料液及塔頂、塔頂產(chǎn)品摩爾分率的計算苯的摩爾質(zhì)量：M A 78kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量： Mb 92 kg/ kmol41/7841/78 59/920.45Xd0.96/780.96/780.04/920.97Xw0.04/780.04/780.98/920.0462.1.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量M f=0.45 x 78+(1-0.45) x 92=85.70kg/kmolM d=0.97 x 78+(1-0.97) x 92=78.42kg/kmolM v=0.046

22、x 78+(1-0.046) x 92=91.36kg/kmol2.1.3物料衡算原料液的處理量8 103F u93 35kmol / h廠w w .O ivl 1 1L/1 / 1 185.70總物料衡算FD W 93.35kmol/h苯物料衡算 Fx 0.45=0.97D+0.046W聯(lián)立得 D 40.82kmol / h W 52.53kmol / h2.2塔板數(shù)的確定2.2.1揮發(fā)度的確定苯的沸點為80.1當溫度為80.1 r時:甲苯的沸點為110.66.0231206.352.00680.1 220.241343.94解得 Pa =101.39kPa P當溫度為110.6 C時：炯P

23、A6.07880.1 219.58 b =39.17kPa1206.3=6.023-80.1 220.241.5932.337解得Pa則有a1=6.078 110.61343.94219.582.008138.23kPa101.39/39.17Pb 2.588101.86kPaa2 238.23/101.862.339a 衛(wèi)& 2.588 2.339 2.462.2.2回流比R的求取由于是飽和液體進料得q=1, q線為一直線，故Xq=XF=0.45yqaxq1 a 1 xq2.46 0.441 1.46 0.440.67最小回流比為RminXd yq0.98 0.66yq Xq0.66 0.4

24、4取回流比為最小回流比的1.5倍 即R 1.5Rmin2.04操作線方程的確定L=RD=2.04X 40.82=83.27kmol/h=124.09kmol/hV=(1+R)D=3.04X 40.82=124.09kmol/hL =L qF =176.62kmol/h V=V即精餾段操作線方程yn1XdR 10.67xn 0.32R1Xn提餾段操作線方程ym1V V1.42xm 0.019理論塔板數(shù)的確定0.970.92929680.94262890.86977500.90274090.79049960.84963470.69668840.78678120.60000120.72200080.

25、51355000.66408400.4455632進料板0.61369970.39239150.53819590.32145800.43747040.24019770.32208070.16186810.21085390.09797350.12012230.05257860.05566170.0233998再沸器氣液相平衡公式y(tǒng)ax1 (a 1)xy2.46 1.46y理論板(不包括再沸器)=142.2.3實際板數(shù)的求取由苯與甲苯不同溫度下的平衡組成作出其二元液相圖。由圖可知Xw的溫度為塔底溫度，查得為tw 110.6 C。0.046對應(yīng)0苯:log Pa6.031由它們的安托因方程21211

26、t 220.81345t 219.5Xd0p PbPa Pb00.97甲苯：logp； 6.080.97，所110.6) C假設(shè)一個泡點t,代入上式檢驗，可知只有tD 80.24 C時，算出的Xd 以塔頂?shù)臏囟葹閠D 80.24 C。這樣，平均塔溫為t (80.24/2 95.42 C。由經(jīng)驗式3 Et 0.49() 0.245式中，卩一相對揮發(fā)度；加料液體的平均粘度；及卩為塔頂及塔底平均溫度時的數(shù)值。0.276厘泊。在95.42 C苯的粘度：0.268厘泊。甲苯的粘度:加料液體的平均粘度：0.268 0.276 0.272厘泊2Et0.49 (0.272 2.46)0.2450.547。實際

27、精餾段板數(shù)n 精=et60.54711實際提餾段板數(shù)N提E 磊15實際板數(shù)=11+15=26進料位置為第7塊板2.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性的計算2.3.1操作壓力計算塔頂操作壓力:PdP0 P表101.3 4 105.3kPa每層塔板壓降:0.7kPa進料板操作壓力：Pf105.3 0.7 1114.4kPa精餾段平均壓力：Pm(PD Pf)/2(105.3 114.4)/2109.85kPa塔底壓力:Pw105.3 0.7 28124.9kPa塔底平均壓力:Pm(105.3 124.9)/2 115.1kPa2.3.2操作溫度的計算塔頂由查手冊經(jīng)內(nèi)插法可得:塔頂溫度tD80.24 C進料

28、溫度tf94.09 C塔底溫度tW 109.9 C精餾段平均溫度：tm (80.24 94.09)/287.17 C提餾段平均溫度：tm(94.09 109.9)/2102 C2.3.3平均摩爾質(zhì)量的計算塔頂：xD y10.97 x 1=0.929Mvdm 0.97 78(1 0.97) 9278.42kg /kmolM LDM0.929 78 (1 0.929) 9278.994kg/kmol進料板：Y=0.62 X f=0.45M VFM0.62 781 0.629282.70kg/kmolM lfm0.45 78(1 0.45) 9285.76kg/kmol精餾段:M VM(78.428

29、2.70)/280.56kg/kmolM LM(78.9985.76)/282.375kg / kmol塔底:M VWM0.055778(1 0.0557) 9291.220kg/kmolM LWM0.023478(1 0.0234) 9291.672kg/kmol提餾段:M VM(91.22082.70)/2 86.96kg/kmolM LM(85.7691.90)/291.672 kg/kmol2.3.4平均密度的計算精餾段：(1)氣相平均密度Vm計算 理想氣體狀態(tài)方程計算,精餾段氣相密度:VMPM 1M vm1RTml10985 8.562.954kg/m38.314 (87.17 27

30、3.15)提餾段氣相密度度;vm2Pm2M vm2RTm2115.1 86.968.314 (102.05 273.15)3.209kg/m(2)液相平均密度Lm計算由式求相應(yīng)的液相密度。LmLALB當tD =80.24 C時,用內(nèi)插法求得下列數(shù)據(jù)814.73kg/m3B 810.10kg/m3LDM10.960.04814.73810.103814.54kg / m0.96 78a ad0.9530.96 78(1 0.96) 92對于進料板：tF 94.09 C時用內(nèi)插法求得下列數(shù)據(jù)A 799.15kg/m3B 795kg/m30.41 78aAF 0.41 780.59 920.373L

31、FM0.41/799.150.59/795796.70kg / m對于塔底：tw 109.9 CA 780.2kg/ m3B 780.15kg/ m3aAW0.04 780.04 78 0.968 920.034LWM30.04/780.20.96/780.15780.15kg/m精餾段平均密度:lm1814.54796.7023805.62kg/m796.70 780.15,3提餾段平均密度：庇2788.43kg/m2.3.5液體的平均表面張力的計算B 21.65mN / m塔頂td 80.24 C 由查手冊可知 A 21.73mN/mldm 0.96 21.7321.65 0.0421.2

32、5mN / m進料位置tF94.09 C 時A19.51mN / mB 20.25mN / mLFM0.41 19.510.5920.2519.95mN /m精餾段液相平均表面張力：LM(21.2519.95)/220.60mN/m同理提餾段的平均表面張力：lm2 19.06mN/m2.3.6液體平均粘度計算塔頂 tD 80.24 C查手冊得 A 0.310mPa s B 0.312mPa slgLDM0.96 lg0.310+0.04lg0.312LDM0.310mPa s進料tF 94.09 C查手冊得:0.295mPa s0.247mPa s炯 LFM = 0.41lg0.295 + 0

33、.59lg0.247可得：lfm 0.286mPa s精餾段液相平均粘度為：im (0.310 0.289)/2 0.298mPa s塔底 tw 109.9 C 查手冊：a 0.245mPa sb 0.247mPa s炯 LWM = 0.04lg0.245 + 0.96lg0.247可得：lwm 0.247mPa s同理可求提餾段的液相平均密度：lm 0.266mPa s2.4精餾塔的塔體工藝尺寸計算2.4.1塔徑的計算精餾段的氣、相體積流量為:V S1VM Vm13600 vm1124.09 80.563600 2.95430.940m /sLs1LM LM 13600 lm 183.27

34、82.3753600 805.630.00237 m /s同理可求提餾段的Vs2 0.934m3 / s Ls2 0.00552m3/s(由式C。咗嚴)C20由手冊查圖的橫坐標為Lh / L、1/2GJ0.00237 (805) 1/20.9402.9540.042取板間距HT=0.45m板上液層高度Hi=0.06m20 598查圖可知 C20=0.084可得 c=0.084(-2F)1/2。.852max0.085 一(806.62 2.954)/2.9541.401m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為0.7 max 0.7 1.4010.981m/s塔徑D=、4訶314 0.9810.1

35、10m按標準塔徑圓整后D=1.2m同理可得提餾段塔徑Co.。84 （）1/20082max0.082 (788.43 3.209)/3.2091.28m/ s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為max0.7 1.280.896m/s4 0.934塔徑 D=1.15m% 3.14 0.896按標準塔徑圓整后D =1.2m塔截面積A 0.785D2 1.1304 m22.4.2精餾塔有效高度的計算精餾段的有效高度為 Z精（N精1）Ht （11 1 0.45 4.5m提餾段的有效高度為為Z提（N提1） Ht （15 1） 0.45 6.3m在進料板上方開一人孔，氣高度為0.8m故精餾塔的有效高度為：Z

36、Z精 Z提 0.84.5 6.3 0.811.6m2.5溢流裝置計算因塔徑D=1.0可采用單溢流、弓形降液管、凹形受液盤及平直堰，不設(shè)進口堰。 各項計算如下：（1）溢流堰長lw取堰長 lw 為 0.66D，即 |w 0.66 1.00.789m（2）溢流堰堰高hwhw hL how查圖得，取E=1.0,則精餾段：3Lh 2/333600 0.00237 2/3hOW 2.84 10 3 E（）2.84 10 3 1 （）0.0139m1w0.789取板液層高度hL 60mm故hwhLhOW0.060.01390.0461m提餾段：3Lh 2/ 333600 0.00552 2/3h ow2.8

37、410E(2.84101 ()0.0244 mIw)0.789故hW2hLhOW0.060.02440.0356m(3)降液管的寬度 W和降液管的面積Af0.66，查圖得譽0.124,乞 0.0722At故Wd0.124D0.124 1.20.1488mAf0.0722Af0.0722 1.1304 0.0816m計算液體在降液管中停留時間精餾段：13600Af HtAfHTLh1Ls13600 0.0816 0.450.0237 360015.49s 5s故降液管設(shè)計合理。提餾段：23600Af HtLh2AHLS23600 0.0816 0.450.00552 36006.652s 5s故

38、將液管設(shè)計合理。(4)降液管底隙高度h0取液體通過降液管底隙的流速u0為0.11m/s依式1 56計算降液管底隙高度ho,即:精餾段:h1Ls1I w 00.00237 36000.0273m0.789 0.11 3600提餾段:h2Ls21 w 00.00552 36000.0636m0.789 0.11 3600因為h不小于18mm故降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤，深度hw 50mm2.5.2浮閥數(shù)目、浮閥排列及塔板布置(1)塔板的分塊本設(shè)計塔徑為D=1.2 m因800mm D，故塔板采用分塊式。由文獻(一)查表得，塔板分為3塊(2)邊緣區(qū)寬度確定取 Ws Ws 0.065mWc 0

39、.035m。(3)開孔區(qū)面積計算Aa 2(X2 X2 碩J 血、)其中:D1.0X 一WdWs22D1.2r Wc0.035220.14880.0650.3862m0.565m故代 2 0.3862、0.5652 0.386223.14 0.5652i 0.33862sin -1800.5650.799m2(4)浮閥數(shù)計算及其排列精餾段：預(yù)先選取閥孔動能因子 F10 ,由Fo=Uo 、v可求閥孔氣速U；，即UgF010一 v 2.9455.82m/s每層塔板上浮閥個數(shù)為N Z00.941364 (0.039)5.82浮閥的排列，考慮到各分塊的支承與銜接要占去一部分鼓泡區(qū)面積，閥孔排列采用等腰三

40、角形叉排方式?，F(xiàn)按t 75mm t 65mm的等腰三角形叉排方式排列， 則設(shè)計條件下的閥孔氣速為：Vs0.94(/4)(d)2N136 0.785 (0.039)25.789m/ s閥孔動能因數(shù)為F00 v 5.789、2.954 9.95 。所以閥孔動能因子變化不大，仍在 912的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實排數(shù)適用Ao/AtN（d）2 136 （.0|9）2 10000 14.36 00此開孔率在5%15范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開孔是合理的 提餾段：預(yù)先選取閥孔動能因子F 10,由F=u。 v可求閥孔氣速u ,V電i,1即U0F。105.582m/s每層塔板上浮閥個數(shù)為N0.9341414 (

41、0.039)5.58浮閥的排列，考慮到各分塊的支承與銜接要占去一部分鼓泡區(qū)面積，閥孔排列采Vs(/4)(d0)2N用等腰三角形叉排方式?，F(xiàn)按t 75mm t 65mm的等腰三角形叉排方式排列， 則設(shè)計條件下的閥孔氣速為25.548m/ s141 0.785 (0.039)2閥孔動能因數(shù)為F。 , v 5.548 . 3.209 9.938。所以閥孔動能因子變化不大，仍在 912的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實排數(shù)適用d0 20.039 20/0/2 A0/AtN（）21 41 （）2 1 00 00 1 3.3 00D1.2此開孔率在5%15范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開孔是合理的2.6塔板流體力學驗算

42、2.6.1計算氣相通過浮閥塔板的壓降 每層塔板壓降可按式hP hc h| h計算精餾段：（1）計算干板壓降heUoc由式Uc1.82573.11.8257312.9545.802m/ sUoUoc，可用he534先-算干板靜壓頭降，即he5.34(5.802)22 9.82.954805.620.0336m(2) 計算塔板上含氣液層壓降hf由于所分離的苯和甲苯混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù) 00.5，已知板上液層高度hL 0.06,所以依式 hi0hLhl 0.5 0.060.03m(3) 計算液體表面張力所造成的壓降h由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計。這

43、樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降 hf為hf he hl h 0.0336 0.030.0636m換算成單板壓降 Pf hf Lg 0.0636 805.62 9.8502.12Pa 0.7Kpa提餾段：(1)計算干板壓降hc由式Uc可計算臨界閥孔氣速Uoc2oc1.825 73.13.2095.54m/sU。Uc，可用hc534分寸算干板靜壓頭降，即(5.54)23.209hc 5.340.034m2 9.8788.4250.5，已知(2)計算塔板上含氣液層靜壓頭降hf由于所分離的苯和甲苯混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)板上液層高度hL 0.06,所以依式hi0hLhl0.5 0.06 0

44、.03m(3)計算液體表面張力所造成的靜壓頭降 h由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降 hf為0.034 0.03 0.064m換算成單板壓降Pf2hf Lg 0.064 788.425 9.8494.52Pa0.7Kpa2.6.2液泛前式 Hd hfhwhdhhow(1)計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降hf已計算hf 0.064m(2) 計算溢流堰(外堰)高度hw前已計算 hw 0.0461m(3) 液體通過降液管的靜壓頭降hd因不設(shè)進口堰，所以可用式hd0.153LsLw h0式中 Ls0.00237m, Lw 0.789m

45、, h0.0273mhd0.1530.002370.789 0.02730.00185 m(4) 塔板上液面落差h由于浮閥塔板上液面落差h很小，所以可忽略。(5) 堰上液流高度how前已求出how 0.0139m這樣Hdhfhwhdh how0.0640.04610.001850.01390.12295m為了防止液泛，按式:Hd(H Thw)，取校正系數(shù)0.5，選定板間距Ht 0.45, hw0.0461m，(Ht hw) 0.5(0.450.0461)0.248m從而可知Hd 0.12295 m (Hthw)0.248m，符合防止液泛的要求(6)液體在降液管內(nèi)停留時間校核應(yīng)保證液體早降液管內(nèi)

46、的停留時間大于35 s,才能使得液體所夾帶氣體釋出。本設(shè)計Af HT 0.0816 0.45 15.49s 5 sLs0.00237可見，所夾帶氣體可以釋出。263計算霧沫夾帶量精餾段：（1）霧沫夾帶量ev判斷霧沫夾帶量ev是否在小于10%勺合理范圍內(nèi)，是通過計算泛點率Fi來完成的。泛點率的計算時間可用式：Vs36LsZlVs vF, L v100% 和 F,L - 100%KcFAp0.78KcfAt塔板上液體流程長度ZLD 2Wd 1.2 2 0.1488 0.9024m塔板上液流面積Ap At 2Af 1.1304 2 0.08160.9672m2苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系

47、數(shù)K值，K=1.0,在從泛點負荷因數(shù) 圖中查得負荷因數(shù)Cf 0.127,將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點率 F1為F1及F10.9402.954 805.62 2.950.941.36 0.00237 0.90241 0.127 0.9672|2.954 -805.62 2.954100%50.9%100%62.1%0.78 1.0 0.127 1。304為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80鳩下。從以上計算的結(jié)果可知，其泛點率都低于 80%所以霧沫夾帶量能滿足eV 0.1kg （液） /kg（干氣）的 要求。提餾段：（1）霧沫夾帶量e判斷霧沫夾帶量e是否在小于10%勺合理范圍內(nèi)，是通過

48、計算泛點率F1來完成的。泛點率的計算時間可用式：F11.36LsZLKcF Ap100% 和 F1vv100%0.78Kcf At塔板上液體流程長度ZL D 2Wd1.2 2 0.1488 0.9024m塔板上液流面積Ap a 2Af 1.1304 2 0.0816 0.9672m2苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0,在從泛點負荷因數(shù)圖中查得負荷因數(shù)Cf 0.127,將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點率Fi為F20.9343209 788.425 3.2091.36 0.005520 0.9024100%77.1%0.9341 0.127 0.9672及F23.209 78

49、8.425 3.209100%76.0%0.78 1.0 0.127 1.1304為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%下。從以上計算的結(jié)果可知，其泛點率都低于 80%所以霧沫夾帶量能滿足包0.1kg （液） /kg（干氣）的 要求。（2）嚴重漏液校核當閥孔的動能因數(shù)Fo低于5時將會發(fā)生嚴重漏液，前面已計算 F。10.39，可見 不會發(fā)生嚴重漏液。2.7精餾段塔板負荷性能圖2.7.1霧沫夾帶上限線對于苯一甲苯物系和已設(shè)計出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值 巳0.1kg （液） /kg（干氣）所對應(yīng)的泛點率F1 （亦為上限值）,利用式F1Kcf Ap100% 和 F10.7

50、8Kcf At100%便可作出此線。由于塔徑較大，所以取泛點率F180 ，依上式有精餾段:|2.954Vs1.36Ls 0.90240.81805.62 2.9541.0 0.127 0.9672整理后得 0.4939Vs+9.99127Ls=0.8即0.4939Vs+9.99127Ls=0.8即為負荷性能圖中的線（1）此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對應(yīng)一條直線。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個Ls值便可依式0.4939Vs+9.99127Ls=0.8算出相應(yīng)的V。利用兩點確定一條直線，便可在負荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線Ls0.0010.0030.0050.007Vs 1.6001.5591.05

51、191.478Vs2 3.2091.36Ls 0.9024提餾段： 枕425彳209 0.81.0 0.127 0.9672整理后得 0.5204 Vs2+9.9912 Ls2=0.8即0.5204Vs2+9.9912 Ls2=0.8即為負荷性能圖中的線(1)此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對應(yīng)一條直線。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個Ls 值便可依式0.5204 Vs2+9.9912 Ls2 =0.8s算出相應(yīng)的Vs。利用兩點確定一條直線， 便可在負荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。Ls0.0010.0030.0050.007Vs 1.0632.7.2液泛線1.0300.9980.966h how， hfhchlh由式出