年產(chǎn)量1.16萬噸苯—甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計畢業(yè)設(shè)計

1、 化工原理課程設(shè)計題目年產(chǎn)量1.16萬噸苯甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計完成日期2012年7月4日目錄1.緒論-9 1.1概述-91.2化工原理課程設(shè)計任務(wù)書-9 1.3精餾塔設(shè)計方案的選定-102.精餾工藝流程示意圖-103.精餾塔塔板數(shù)及全塔效率的確定-11 3.1精餾塔的物料衡算-11 3.2塔板數(shù)的確定-11 3.2.1最小回流比與操作回流比確定-11 3.2.2精餾塔的氣液相負(fù)荷-13 3.2.3精餾段及提餾段的操作線方程-13 3.2.4操作回流比下理論板數(shù)確定-13 3.3全塔效率及實際塔板數(shù)的確定-14 3.3.1基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的求取-14 3.3.2精餾段平均效率的確定及精餾段實際板數(shù)-

2、16 3.3.3提餾段平均效率的確定及提餾段實際板數(shù)-163.3.4全塔效率的確定及全塔實際板數(shù)-164.精餾段部分的相關(guān)計算-164.1精餾段的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算-16 4.1.1平均操作壓力的計算-16 4.1.2平均操作溫度的計算-17 4.1.3平均摩爾分子量的計算-17 4.1.4液相平均表面張力的計算-17 4.1.5氣液平均密度的計算-18 （一）液相平均密度的計算-18 （二）氣相平均密度的計算-19 4.1.6液相平均粘度的計算-19 4.2精餾段塔體主要工藝尺寸的計算-19 4.2.1塔徑的計算-19 4.2.2精餾塔有效高度的計算-21 4.3精餾段塔板主要工藝

3、尺寸的計算-21 4.3.1溢流裝置-21 （一）溢流堰長的計算-21 （二）溢流堰高度的計算-21 （三）降液管寬度和截面積的計算-22 （四）降液管底隙高度的計算-23 4.3.2塔板布置問題-23 （一）邊緣區(qū)寬度與入口安定區(qū)高度選定-23 （二）開孔區(qū)面積計算-23 （三）篩孔的計算及排列-23 4.4精餾段塔板的流體力學(xué)驗算-24 4.4.1塔板壓降-24 （一）干板阻力計算-24 （二）液層阻力的計算-24 （三）液體表面張力阻力的計算-25 （四）總板阻力的計算-25 （五）塔板壓降的計算-25 4.4.2液面落差-26 4.4.3霧沫夾帶驗算-26 4.4.4漏液驗算-26 4

4、.4.5液泛驗算-26 4.5精餾段塔板負(fù)荷性能圖的繪制-27 4.5.1漏液線的確定-27 4.5.2液沫夾帶線的確定-27 4.5.3液相負(fù)荷下限線的確定-28 4.5.4液相負(fù)荷上限線的確定-28 4.5.5液泛線的確定-29 4.5.6精餾段塔板負(fù)荷性能圖的繪制及操作彈性的計算-305.提餾段部分的相關(guān)計算-31 5.1提餾段工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算-31 5.1.1平均操作壓力的計算-31 5.1.2平均操作溫度的計算-31 5.1.3平均摩爾分子量的計算-31 5.1.4液體平均表面張力的計算-32 5.1.5氣液平均密度的計算-32 （一）液相平均密度的計算-32 （二）氣相

5、平均密度的計算-33 5.1.6液體平均粘度的計算-335.2提餾段塔體主要工藝尺寸的計算-33 5.2.1提餾段塔徑的計算-33 5.2.2提餾段有效高度的計算-34 5.3提餾段塔板主要工藝尺寸的計算-34 5.3.1溢流裝置-34 （一）溢流堰長的計算 -34 （二）溢流堰高的計算-35 （三）降液管寬度及截面積的計算-35 （四）液體在降液管內(nèi)停留時間的計算-35 （五）降液管底隙高度的計算-35 5.3.2塔板布置-36 （一）邊緣區(qū)寬度與入口安定區(qū)高度的選取-36 （二）開孔區(qū)面積的計算-36 （三）篩孔的計算及排列-36 5.4提餾段塔板流體力學(xué)驗算-36 5.4.1塔板壓降的計

6、算-36 （一）干板阻力的計算-37 （二）液層阻力的計算-37 （三）液體表面張力阻力的計算-37 （四）總板阻力及塔板壓降的計算-37 5.4.2液面落差-37 5.4.3霧沫夾帶量的驗算-37 5.4.4漏液驗算-38 5.4.5液泛驗算-38 5.5提餾段塔板負(fù)荷性能圖的繪制-38 5.5.1漏液線的確定-38 5.5.2液沫夾帶線的確定-39 5.5.3液相負(fù)荷下限線的確定-40 5.5.4液相負(fù)荷上限線的確定-41 5.5.5液泛線的確定-41 5.5.6負(fù)荷性能圖的繪制及提餾段操作彈性的計算-416.塔附件的設(shè)計-42 6.1接管設(shè)計-42 6.1.1塔頂蒸汽出料管的設(shè)計 -42

7、 6.1.2回流管的設(shè)計 -42 6.1.3進(jìn)料管接管設(shè)計 -43 6.1.4塔釜進(jìn)氣管的設(shè)計-43 6.1.5再沸器殘液出料管的設(shè)計-43 6.1.6冷凝水管的設(shè)計-44 6.2裙座設(shè)計-44 6.3人孔設(shè)計-44 6.4塔總體高度的確定-44 6.4.1塔的頂部空間高度-45 6.4.2塔的底部空間高度-45 6.4.3塔的總體高度計算-457.附屬裝置的設(shè)計-46 7.1塔頂冷凝器的設(shè)計-467.1.1冷凝蒸汽量及熱負(fù)荷的計算-46 7.1.2傳熱面積的初步估算-46 7.1.3冷卻水用量-46 7.1.4冷凝器基礎(chǔ)數(shù)據(jù)計算-46 （一）管徑和管內(nèi)流速選擇-47 （二）管程數(shù)和傳熱管數(shù)計

8、算-47 （三）傳熱管排列方法-47 （四）殼體內(nèi)徑及折流板選擇-47 7.1.5冷凝器的核算-47 （一）管、殼程雷諾數(shù)及流速的核算-47 （二）管、殼程流體阻力的核算-48 （三）管、殼程對流給熱系數(shù)的核算-49 （四）傳熱系數(shù)的計算-50 7.2塔底再沸器的設(shè)計-50 7.3冷凝水泵的選型-51 7.4進(jìn)料泵的選型-518.附錄-53 8.1精餾塔設(shè)計結(jié)果匯總-53 8.2主要符號說明-54參考文獻(xiàn)-56課程設(shè)計總結(jié)-571.緒論1.1概述塔設(shè)備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修

9、等特點(diǎn)，但其結(jié)構(gòu)較復(fù)雜，阻力降較大。在各種塔型中，當(dāng)前應(yīng)用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。篩板塔塔內(nèi)裝若干層水平塔板，板上有許多小孔，形狀如篩；并裝有溢流管或沒有溢流管。操作時，液體由塔頂進(jìn)入，經(jīng)溢流管（一部分經(jīng)篩孔）逐板下降，并在板上積存液層。氣體（或蒸氣）由塔底進(jìn)入，經(jīng)篩孔上升穿過液層，鼓泡而出，因而兩相可以充分接觸，并相互作用。泡沫式接觸氣液傳質(zhì)過程的一種形式，性能優(yōu)于泡罩塔。精餾是分離液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)中得到廣泛的應(yīng)用，精餾過程是中能量計的驅(qū)動下，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

10、由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料混合物中各組分的分離。該過程是同時進(jìn)行傳質(zhì)傳熱的過程。本設(shè)計中即通過在篩板塔中的精餾過程來處理一定量和組成的苯、甲苯混合物。在設(shè)計過程中我們應(yīng)考慮到設(shè)計的精餾塔應(yīng)具有較大的生產(chǎn)能力并滿足工藝要求，另外還要有一定的潛力。節(jié)省能源，綜合利用余熱。經(jīng)濟(jì)合理，冷卻水進(jìn)出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量。另一方面影響到所需傳熱面積的大小。即對操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用均有影響，因此設(shè)計是否合理的利用熱能等直接關(guān)系到生產(chǎn)過程的經(jīng)濟(jì)問題。本次課程設(shè)計主要依據(jù)已學(xué)的化工原理、化學(xué)反應(yīng)工程、分離過程和化工熱力學(xué)的相關(guān)知識，同時學(xué)習(xí)和搜集其他相關(guān)知識以及信息，才能將設(shè)計任務(wù)圓滿完成，本次設(shè)計

11、主要涉及的計算有：物料衡算，塔工藝計算，塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計以及校核等。1.2化工原理課程設(shè)計任務(wù) 在常壓操作的連續(xù)精餾塔內(nèi)分離苯-甲苯混合液。已知原料液的年處理量為11600噸，年工作日為300天，原料液中苯的含量為50%（摩爾分?jǐn)?shù)，下同），要求塔頂餾出液中苯的組成為95%，塔底釜液含苯量低于3%，進(jìn)料溫度為料液泡點(diǎn)；進(jìn)料熱狀況為：泡點(diǎn)進(jìn)料；采用間接蒸汽加熱，回流比自選。設(shè)計各項條件繪表如下：表1-1本次設(shè)計各項條件操作壓力進(jìn)料熱狀況單板壓降加熱方式回流比產(chǎn)品要求（苯，mol%）塔頂為常壓泡點(diǎn)進(jìn)料0.9kpa間接蒸汽加熱自選餾出液：95%塔釜：3%1.3精餾塔設(shè)計方案的選定本設(shè)計任務(wù)為分離苯-甲苯混

12、合物。對于二元混合物的分離，采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中規(guī)定采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)溫度下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分產(chǎn)品經(jīng)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，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。2.精餾工藝流程圖 依據(jù)一般精餾過程的原理，通過autocad繪圖軟件制得精餾工藝流程圖，如下圖2.1所示圖2.1 精餾工藝流程示意圖3.精餾塔塔板數(shù)及全塔效率的確定3.1精餾塔的物料衡算(1) 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品中苯的摩爾分率 (2)原料液及餾出液、塔底產(chǎn)品的

13、平均摩爾質(zhì)量(3)物料衡算原料處理量如下：總物料衡算: 苯物料衡算: 聯(lián)立解得:式中： f-原料液流量 d-塔頂產(chǎn)品量 w-塔底產(chǎn)品量3.2塔板數(shù)的確定 3.2.1最小回流比與操作回流比確定查相關(guān)資料得到常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)如下表3-1：表3-1：常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中苯的摩爾分率x（%）氣相中苯的摩爾分率y（%）110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.2溫度t液相中苯的摩爾分率x（%）氣相中苯

14、的摩爾分率y（%）97.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0將苯甲苯當(dāng)做理想物系，根據(jù)表3-1中輕組分苯的數(shù)據(jù)，用autocad畫出其平衡曲線如圖3-1：圖3-1：苯的氣液平衡曲線得出精餾段操作

15、線與y軸的交點(diǎn)坐標(biāo)為0.445535，根據(jù)公式：，得出，取實際回流比為最小回流比的1.5倍，故：。3.2.2精餾塔的氣液相負(fù)荷 3.2.3精餾段及提餾段的操作線方程由前面氣液相負(fù)荷，根據(jù)物料守恒，不難得：精餾段操作線方程為：提餾段操作線方程為：3.2.4操作回流比下理論板數(shù)確定根據(jù)表3-1，在autocad軟件上畫出實際回流比下苯甲苯氣液平衡圖及塔板分布，如圖3-2：圖3-2 實際回流比下塔板分布圖由圖可知：理論板數(shù)（包括塔釜再沸器）。其中： 精餾段：；提餾段：（包括再沸器）；進(jìn)料板第6塊板（由上往下數(shù)）.3.3全塔效率及實際塔板數(shù)的確定3.3.1基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的求?。?）塔頂、進(jìn)料級、塔釜溫度的求

16、取由苯甲苯氣液相平衡數(shù)據(jù)作出其溫度組成圖，如圖3-3：圖3-3：苯的溫度組成圖因為餾出液中苯的組成為：，由精餾段操作線方程：可得第一塊塔板上的氣相組成：。同理，由于釜液中苯的組成為：，由于前面已用autocad做出了混合物中苯的氣液平衡關(guān)系圖，可以得到再沸器（相當(dāng)于一塊理論板）中的氣相組成：y=0.071,由提餾段操作線方程：，可得塔內(nèi)最后一塊塔板的液相組成：。對于進(jìn)料級，由于是泡點(diǎn)進(jìn)料且進(jìn)料溫度也是泡點(diǎn)，進(jìn)料組成為，由圖3-3，可得出進(jìn)料溫度為：由、，通過圖3-3，可以找出塔頂及塔釜的溫度，分別為：塔頂： 、塔釜：、進(jìn)料級溫度：所以： 精餾段平均溫度： 提餾段平均溫度：（2）塔頂、進(jìn)料級、塔

17、釜粘度的求取表3-2：液體粘度溫度()8090100110120苯（mp.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mp.s）0.3110.2860.2640.2540.228根據(jù)平均粘度公式：，由上表3-2，查得在 下，苯（a）、甲苯（b）的平均粘度分別為：苯：、甲苯：塔頂液相平均粘度為：在下，苯（a）、甲苯（b）的平均粘度分別為：苯：、甲苯：，塔底液相平均粘度為： 在下，苯（a）、甲苯（b）的平均粘度分別為：苯：、甲苯：，進(jìn)料液相平均粘度為：故：精餾段液相平均粘度為：。 提餾段液相平均粘度為：3.3.2精餾段平均效率的確定及精餾段實際板數(shù)根據(jù)奧康奈爾公式算全塔效率：，式中

18、： 由，知精餾段平均相對揮發(fā)度。而故精餾段平均效率為：故：精餾段實際板數(shù)：3.3.3提餾段平均效率的確定及提餾段實際板數(shù)由，知提餾段平均相對揮發(fā)度。而故提餾段平均效率為：故：提餾段實際板數(shù)：3.3.4全塔效率的確定及全塔實際板數(shù)由以上數(shù)據(jù)可知：全塔實際板數(shù)共有23塊（沒包括再沸器），進(jìn)料級在第12塊板上（從上往下數(shù)）。所以全塔效率為：4.精餾段部分的相關(guān)計算4.1精餾段的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算4.1.1平均操作壓力的計算因為塔頂操作壓強(qiáng)為常壓，。取每層塔板壓力為0.9kpa計算，則進(jìn)料級壓力：. 故精餾段平均壓力為：4.1.2平均操作溫度的計算塔頂溫度為：，進(jìn)料級溫度為：故精餾段平均溫度

19、為：4.1.3平均摩爾分子量的計算對于塔頂，輕組分苯的含量：，查圖3-2，得。故有： 對于加料板，由于加料板溫度，查圖3-3，得出加料板上組成：、故有:故精餾段平均分子量為：4.1.4液相平均表面張力的計算苯、甲苯純物質(zhì)的表面張力數(shù)據(jù)如表4-1所示：表4-1：純組分的表面張力溫度8090100110120苯，mn/m21.22018.817.516.2甲苯，mn/m21.720.619.518.417.3液體平均表面張力的計算公式為：塔頂溫度，查表4-1可得純物質(zhì)的表面張力數(shù)據(jù)：苯 、甲苯，又有。故有： 進(jìn)料板溫度，查表4-1可得純物質(zhì)的表面張力數(shù)據(jù)：苯 、甲苯，又有。故有：所以，精餾段的平均

20、表面張力為：4.1.5氣液平均密度的計算（一）液相平均密度的計算苯和甲苯的液相密度數(shù)據(jù)如下表4-2所示：表4-2： 組分的液相密度溫度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768計算公式為：其中、為純組分密度，、為混合物中各組分的質(zhì)量分?jǐn)?shù)。塔頂：塔頂溫度：，第一塊板的液相組成：，查表4-2得在塔頂溫度下各組分的密度為：苯、甲苯。由，知第一塊板上苯的質(zhì)量分率為：甲苯的質(zhì)量分率為。故塔頂液相平均密度為： 進(jìn)料級：進(jìn)料級溫度：，進(jìn)料板液相組成：，查表4-2得在塔頂溫度下各組分的密度為：苯 、甲苯由，知進(jìn)料板上苯的質(zhì)量分率為：甲苯的質(zhì)

21、量分率為：。故進(jìn)料級液相平均密度為： 綜上，精餾段液相平均密度為：（二）氣相平均密度的計算假設(shè)氣相為理想氣體，由理想氣體狀態(tài)方程，可知?dú)庀嗥骄芏鹊挠嬎闶綖楣?，精餾段氣相平均密度為：4.1.6液相平均粘度的計算之前的計算已將精餾段的平均粘度值算出，精餾段液相平均粘度為：4.2精餾段塔體主要工藝尺寸的計算4.2.1塔徑的計算（1）最大空塔氣數(shù)和空塔氣速的計算最大空塔氣速的計算公式為：精餾段氣液相的體積流率計算： c由式：求取，為所處物系的液體表面張力（）。由史密斯關(guān)聯(lián)圖（圖4-1）查取。 圖4-1：史密斯關(guān)聯(lián)圖圖中橫坐標(biāo)為：取板間距，板上液層高度為。則：查圖得：，有： 取安全系數(shù)為0.6，則空塔

22、氣速為：（2）塔徑的計算根據(jù)式計算塔徑。得到：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整得：塔截面積：實際空塔氣速為：4.2.2精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為：提餾段有效高度為：在進(jìn)料上方開一人孔，其高度為0.8m，故精餾塔的有效高度為：4.3精餾段塔板主要工藝尺寸的計算 4.3.1溢流裝置 由于塔徑，且液體流量小于5，故采用單溢流平頂弓型降液管、凹形受液盤。對精餾段各項計算如下：（一）溢流堰長的計算 取堰上溢流強(qiáng)度，故滿足篩板塔的堰上溢流強(qiáng)度要求。（二）溢流堰高度的計算 溢流堰高度計算公式為： 選用直平堰，堰上液層高度依下式計算，即：由及。查液體收縮系數(shù)圖（圖4-2）得。圖4-2：液體收縮系數(shù)圖故根據(jù)公式有下式：

23、滿足要求。取板上液層高度為：，故溢流堰高為： （?。ㄈ┙狄汗軐挾群徒孛娣e的計算 圖4-3：弓形降液管的寬度與面積圖因為，查手冊得：、 ，故有：液體在降液管內(nèi)停留的時間為：故降液管設(shè)計合理。（四）降液管底隙高度的計算計算公式為： 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。4.3.2塔板布置問題（一）邊緣區(qū)寬度與入口安定區(qū)高度選定 本設(shè)計取入口安定區(qū)寬度=50mm，邊緣區(qū)寬度=40mm （二）開孔區(qū)面積計算 計算公式為：其中： 、故有：則（三）篩孔的計算及排列 因為物系均為無腐蝕性，可選用的鋼板，取篩孔直徑，篩孔正三角形排列，取孔中心距篩孔數(shù)目：每層開孔率為：每層塔板的開孔面積

24、為：精餾段氣體通過篩孔的氣速為：4.4精餾段塔板的流體力學(xué)驗算 4.4.1塔板壓降（一）干板阻力計算 圖4-4：干篩孔的流量系數(shù)干板阻力的計算式如下：由，查圖得知：流量系數(shù)所以（二）液層阻力的計算 圖4-5：充氣系數(shù)與的關(guān)聯(lián)圖氣體通過液層阻力的計算公式為：動能因子查上圖得：故液層阻力為：（m液柱）（三）液體表面張力阻力的計算 液體表面張力的阻力的計算式如下：故液體表面張力的阻力有：（四）總板阻力的計算氣體通過每層塔板的總的阻力為：（五）塔板壓降的計算氣體通過每層塔板的壓降為：設(shè)計給定值4.4.2液面落差 對于篩板塔啊、，液面落差很小，在塔徑和液流量均不大的情況下，可以忽略液面落差的影響。4.4

25、.3霧沫夾帶驗算 液沫夾帶量的計算公式為：故，本設(shè)計中:且，故本設(shè)計中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。4.4.4漏液驗算 篩板塔，漏液點(diǎn)氣速由下式計算：前面已算得：，有：實際孔速穩(wěn)定系數(shù)：,故本設(shè)計中無明顯漏液現(xiàn)象.4.4.5液泛驗算 為了避免液泛現(xiàn)象，降液管中的液層高度應(yīng)該滿足以下關(guān)系式： 本設(shè)計中，苯與甲苯屬于一般物系，相對泡沫密度?。?，有：而，板上不設(shè)進(jìn)口堰，的計算： 由上可知：，故本設(shè)計中不會出現(xiàn)明顯的液泛現(xiàn)象。4.5精餾段塔板負(fù)荷性能圖的繪制4.5.1漏液線的確定由以及，可得： 整理得：在操作范圍內(nèi)，任取6個值，依上式計算出值，整理結(jié)果如下表：表4-3：漏液線數(shù)據(jù)表0.000470.0010

26、0.00150.00200.00250.00300.109070.112380.114910.117120.119120.12095依據(jù)表中數(shù)據(jù)作圖可得漏液線4.5.2液沫夾帶線的確定 一般設(shè)計中規(guī)定液沫夾帶量，故取為限。由 代入液沫夾帶量的公式：算得：在操作范圍內(nèi)，任取6個值，計算出值，結(jié)果如下表：表4-4：液沫夾帶線數(shù)據(jù)表0.000470.00100.00150.00200.00250.00300.42240.39970.38180.36590.35120.33754.5.3液相負(fù)荷下限線的確定 對于平直堰，取堰上液層高度=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，故有：求得：，由此可以做出液相負(fù)

27、荷下限線。4.5.4液相負(fù)荷上限線的確定 以=4s作為液體在降液管中停留時間的下限。有：算出：由此可作出液相負(fù)荷上限線4.5.5液泛線的確定 令，聯(lián)立： 求解得：忽略式中項，將與，與，與的關(guān)系代入上式，整理得：其中：代入相關(guān)數(shù)據(jù)可得： 將這些數(shù)據(jù)代入上式得：，在操作范圍內(nèi)任取6個值，計算出值，列于下表：表4-5：液泛線數(shù)據(jù)表0.000470.00100.00150.00200.00250.00302.82772.68542.56222.440752.31752.19056依據(jù)表中的數(shù)據(jù)可以做出氣相負(fù)荷上限線。4.5.6精餾段塔板負(fù)荷性能圖的繪制及操作彈性的計算將以上各組數(shù)據(jù)統(tǒng)計起來，通過exc

28、el軟件繪圖，得精餾段篩板負(fù)荷性能圖，如下所示：圖4-6：精餾段篩板負(fù)荷性能圖由于苯設(shè)計中精餾段氣液相的體積流率分別為：、，故在上圖中找出坐標(biāo)（0.00047，0.2034），與原點(diǎn)連接做出操作線，從而可以找出篩板的操作上下限，由圖可以找出：、因此操作彈性為：5.提餾段部分的相關(guān)計算5.1提餾段工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算5.1.1平均操作壓力的計算 取每層塔板壓力為0.9kpa計算，由上已知：進(jìn)料級壓力：.可算出塔釜的壓力為： 故提餾段平均壓力為： 5.1.2平均操作溫度的計算 進(jìn)料級溫度為：塔釜溫度為：故提餾段平均溫度為：5.1.3平均摩爾分子量的計算 對于加料板，由于加料板溫度，查圖3-

29、3，得出加料板上組成：、故有: 由于釜液中苯的組成為：，由于前面已用autocad做出了混合物中苯的氣液平衡關(guān)系圖，可以得到再沸器（相當(dāng)于一塊理論板）中的氣相組成：y=0.071,由提餾段操作線方程：，可得塔內(nèi)最后一塊塔板的液相組成：。再由氣液平衡相圖，得到最后一塊塔板的氣相組成：。故有：故提餾段平均分子量為：5.1.4液體平均表面張力的計算 液體平均表面張力的計算公式為：進(jìn)料板溫度，查表4-1可得純物質(zhì)的表面張力數(shù)據(jù)：苯 、甲苯，又有。故有：塔釜溫度：，查表4-1可得純物質(zhì)的表面張力數(shù)據(jù)：苯、甲苯，又有。故有： 提餾段的平均表面張力為：5.1.5氣液平均密度的計算（一）液相平均密度的計算 計

30、算公式為：進(jìn)料級：進(jìn)料級溫度：，進(jìn)料板液相組成：，查表4-2得在塔頂溫度下各組分的密度為：苯 、甲苯由，知進(jìn)料板上苯的質(zhì)量分率為：，甲苯的質(zhì)量分率為：。故進(jìn)料級液相平均密度為：塔釜：塔釜溫度：，最后一塊塔板的液相組成為：，查表4-2得在塔頂溫度下各組分的密度為：苯、甲苯由，知塔內(nèi)最后一塊板上苯的質(zhì)量分率為：甲苯的質(zhì)量分率為：，故最后一塊塔板液相平均密度為：綜上，提餾段液相平均密度為：（二）氣相平均密度的計算 假設(shè)氣相為理想氣體，由理想氣體狀態(tài)方程，可知?dú)庀嗥骄芏鹊挠嬎闶綖楣?，提餾段氣相平均密度為： 5.1.6液體平均粘度的計算 之前的計算已將提餾段的平均粘度值算出，提餾段液相平均粘度為：5.

31、2提餾段塔體主要工藝尺寸的計算5.2.1提餾段塔徑的計算 （1）最大空塔氣數(shù)和空塔氣速的計算最大空塔氣速的計算公式為：提餾段氣液相的體積流率計算： 由于：，初選板間距，板上液層高度為。則：，查史密斯關(guān)聯(lián)圖得：，有：取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為：（2）塔徑的計算根據(jù)式計算塔徑。得到：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整得：塔截面積：實際空塔氣速為：5.2.2提餾段有效高度的計算提餾段有效高度為：5.3提餾段塔板主要工藝尺寸的計算5.3.1溢流裝置 由于塔徑，且液體流量小于5，故采用單溢流平頂弓型降液管、凹形受液盤，不設(shè)進(jìn)口內(nèi)堰，對提餾段各項計算如下：（一）溢流堰長的計算 取堰上溢流強(qiáng)度：故滿足篩板塔的堰上溢流強(qiáng)度

32、要求。（二）溢流堰高的計算 溢流堰高度計算公式為： 堰上液層高度依下式計算，即：由及。查液體收縮系數(shù)圖得：。故根據(jù)公式有下式：取板上液層高度為：，故溢流堰高為： （?。ㄈ┙狄汗軐挾燃敖孛娣e的計算 因為，查弓形降液管的寬度與面積圖得：、 ，故有：（四）液體在降液管內(nèi)停留時間的計算液體在降液管內(nèi)停留的時間為：故降液管設(shè)計合理。（五）降液管底隙高度的計算計算公式為：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。5.3.2塔板布置（一）邊緣區(qū)寬度與入口安定區(qū)高度的選取本設(shè)計取入口安定區(qū)寬度=50mm，邊緣區(qū)寬度=40mm （二）開孔區(qū)面積的計算 計算公式為：解得： 則（三）篩孔的計算及排列 因為物系均為無腐蝕性，可選用的鋼板，取篩孔直徑，篩孔正三角形排列，取孔中心距篩孔數(shù)目：每層開孔率為：每層塔板的開孔面積為：提餾段氣體通過篩孔的氣速為：5.4提餾段塔板流體力學(xué)驗算5.4.1塔板壓降的計算 （一）干板阻力的計算 由，查干篩孔的流量系數(shù)圖得知：流量系數(shù)所以（二）液層阻力的計算 動能因子查充氣系數(shù)與動能因子關(guān)系圖得：故液層阻力為：（m液柱）（三）液體表面張力阻力的計算 液體表面張力的阻力的計算式如下：故液體表面張力的阻力有：（四）總板阻力及塔板壓降的計算氣體通過每層塔板的總的阻力為：氣