苯甲苯板式精餾塔設(shè)計

1、 河 西 學(xué) 院Hexi University化工原理課程設(shè)計題 目: 苯-甲苯板式精餾塔設(shè)計 學(xué) 院: 化學(xué)化工學(xué)院 專 業(yè):_ 化學(xué)工程與工藝 學(xué) 號: 2014210015 姓 名: 盧 婷 指導(dǎo)教師: 馮 敏 2016年11月22日 河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計化工原理課程設(shè)計任務(wù)書一、設(shè)計題目苯-甲苯分離板式精餾塔設(shè)計二、設(shè)計任務(wù)及操作條件1.設(shè)計任務(wù)生產(chǎn)能力（進(jìn)料量） 6萬 噸/年操作周期 每年300天，每天24小時運(yùn)行 進(jìn)料組成 含甲苯40% （質(zhì)量分率，下同）塔頂產(chǎn)品組成 甲苯含量低于2% 塔底產(chǎn)品組成 甲苯含量高于99.5% 2.操作條件操作壓力 常壓 進(jìn)料熱狀態(tài) 自選 塔底

2、加熱蒸汽壓力 0.5MPa(表壓) 單板壓降 0.7kPa 3.設(shè)備型式 篩板或浮閥塔板 4.廠址 張掖 三、設(shè)計內(nèi)容1.設(shè)計方案的選擇及流程說明2.塔的工藝計算3.主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計（1）塔徑、塔高及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定（2）塔板的流體力學(xué)校核（3）塔板的負(fù)荷性能圖（4）總塔高、總壓降及接管尺寸的確定4.輔助設(shè)備選型與計算：再沸器、冷凝器5.設(shè)計結(jié)果匯總6.工藝流程圖及精餾塔設(shè)備條件圖7.設(shè)計評述目錄1.緒論11.1 精餾原理及其在化工生產(chǎn)上的應(yīng)用11.2 塔設(shè)備簡介11.3設(shè)計要求21.4精餾操作對塔設(shè)備的要求21.5常用板式塔類型及本設(shè)計的選型31.6篩板塔31.7工藝條件的確定和說明3

3、1.8確定設(shè)計方案的原則51.9物料流程簡圖62.精餾塔的物料衡算62.1原料液進(jìn)料量、塔頂、塔底摩爾分率62.2 物料衡算72.3塔板計算72.3.1 理論塔板數(shù)求取72.4全塔效率計算92.5實際塔板數(shù)計算102.6有效塔高計算103.精餾塔有關(guān)工藝及物性數(shù)據(jù)計算103.1操作壓力的計算103.2平均密度的計算113.2.1氣相平均密度的計算113.2.2液相平均密度的計算113.2.3液體表面張力的計算123.2.4液相平均粘度的計算123.2.5氣液負(fù)荷計算133.3塔徑的計算133.4塔板主要工藝尺寸計算153.4.1溢流裝置計算153.4.2塔板布置174.篩板的流體力學(xué)驗算、單板

4、壓降184.1精餾段篩板的流體力學(xué)驗算和單板壓降184.2提餾段篩板的流體力學(xué)驗算和單板壓降204.4塔板負(fù)荷性能圖224.4.1精餾段塔板負(fù)荷性能圖224.4.2提餾段篩板負(fù)荷性能圖254.5設(shè)計計算結(jié)果總結(jié)285.精餾塔附件設(shè)計305.1接管305.2筒體與封頭315.3除沫器325.4裙座325.5人孔335.6塔體總高度設(shè)計335.6.1塔的頂部空間高度335.6.2塔體高度335.7附屬設(shè)備設(shè)計335.7.1冷凝器的選擇335.7.2再沸器的選擇346.總結(jié)35參考文獻(xiàn)36致 謝37II河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計苯-甲苯分離板式精餾塔工藝設(shè)計盧婷摘要：本設(shè)計采用篩板塔分離苯甲苯混合

5、物，通過圖解理論板法計算得出理論板數(shù)為16塊，回流比為1.96，算出塔板效率0.6，實際板數(shù)為26.3塊，進(jìn)料位置為第16塊，在篩板塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算中得出，塔徑為1.6米，塔高17.9米，每層篩孔數(shù)目為216。通過篩板塔的流體力學(xué)驗算，證明各指標(biāo)數(shù)據(jù)均符合標(biāo)準(zhǔn)。同時還對精餾塔的輔助設(shè)備進(jìn)行了選型計算。關(guān)鍵詞：苯，甲苯，精餾，篩板塔 1. 緒論1.1 精餾原理及其在化工生產(chǎn)上的應(yīng)用化工生產(chǎn)常需進(jìn)行二元液相混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝達(dá)到輕重組分分離目的的方法。廣泛應(yīng)用于煉油、化工、輕工等領(lǐng)域。蒸餾的

6、理論依據(jù)是利用溶液中各組分蒸汽壓的差異，即各組分在相同的壓力、溫度下，其揮發(fā)性能不同(或沸點(diǎn)不同)來實現(xiàn)分離目的。以本設(shè)計所選取的苯-甲苯體系為例，加熱苯(沸點(diǎn)80.1)和甲苯(沸點(diǎn)110.6)的混合物時,由于苯的沸點(diǎn)較低（即揮發(fā)度較高)。所以苯易從液相中汽化出來。若將汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到苯組成高于原料的產(chǎn)品，依此進(jìn)行多次汽化及冷凝過程，即可將苯和甲苯分離。經(jīng)過多次部分汽化部分冷凝，最終在汽相中得到較純的易揮發(fā)組分，而在液相中得到較純的難揮發(fā)組分。1.2 塔設(shè)備簡介塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸件的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式塔和填料塔兩大類。板式

7、塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進(jìn)行質(zhì)、熱傳遞，氣液相組成成階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)有定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流而上(也有并流向下者)與液相接觸進(jìn)行質(zhì)、熱傳遞，氣相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過程。工業(yè)上對塔設(shè)備的主要要求：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳質(zhì)、傳熱效率高；（3）氣流的摩擦阻力??；（4）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強(qiáng)，操作彈性大；（5）結(jié)構(gòu)簡單，材料消耗少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外還要求不易堵塞、耐腐蝕等。實際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，因此，設(shè)計者應(yīng)根據(jù)塔型特點(diǎn)、物系性質(zhì)、生產(chǎn)工藝條件、操作方式、設(shè)備投

8、資、操作與維修費(fèi)用等技術(shù)經(jīng)濟(jì)評價以及設(shè)計經(jīng)驗等因素，依矛盾的主次，綜合考慮，選擇適宜的塔型。在化學(xué)工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應(yīng)用的諸如吸收，解吸，精餾，萃取等單元操作中，氣液傳質(zhì)設(shè)備必不可少。塔設(shè)備就是使氣液成兩相通過緊密接觸達(dá)到相際傳質(zhì)和傳熱目的的氣液傳質(zhì)設(shè)備之一。1.3設(shè)計要求 設(shè)計條件： 體系：苯-甲苯體系 已知：進(jìn)料量F=60000噸/年 操作周期 7200小時/年 進(jìn)料組成：甲苯40% (質(zhì)量分率，下同) 塔頂產(chǎn)品組成 甲苯含量低于2% 塔底產(chǎn)品組成 甲苯含量高于99.5% 操作條件：塔頂壓強(qiáng)為常壓(表壓) 進(jìn)料熱狀況為泡點(diǎn)進(jìn)料 加熱蒸汽為飽和水蒸汽（0.5MPa表壓）單板壓降小于0.7M

9、Pa 冷公用工程為循環(huán)水 20-40 設(shè)備形式: 篩板式精餾塔 廠 址: 張掖1.4精餾操作對塔設(shè)備的要求工業(yè)上對塔設(shè)備的主要要求:(1)生產(chǎn)能力大；(2)傳質(zhì)、傳熱效率高；(3)氣流的摩擦阻力??；(4)操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強(qiáng)，操作彈性大；(5)結(jié)構(gòu)簡單，材料消耗少；(6)制造安裝容易，操作維修方便。此外還要求不易堵塞、耐腐蝕等。1.5常用板式塔類型及本設(shè)計的選型 塔設(shè)備大致可以分為兩類，一類是有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩板、舌形、S形、多降液管塔板等；另一類是無降液管塔板，如傳流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)上應(yīng)用較多的是有降液管的浮閥、篩板和泡罩塔板等。板式塔是化工生產(chǎn)中廣

10、泛采用的一種傳質(zhì)設(shè)備，板式塔的塔盤結(jié)構(gòu)是決定塔特性的關(guān)鍵，常用塔板有泡罩形、浮閥形、篩板形、舌形及浮動噴射形等。對于苯-甲苯體系，本設(shè)計選用篩板塔。1.6篩板塔 篩板塔板簡稱篩板，結(jié)構(gòu)持點(diǎn)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38mm)和大孔徑篩板(孔徑為1025mm)兩類。工業(yè)應(yīng)用小以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場合(如分離粘度大、易結(jié)焦的物系)。 篩板的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單，造價低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力較大；氣體分散均勻，傳質(zhì)效率較高。篩板塔和泡罩塔相比較具有下列特點(diǎn)：生產(chǎn)能力大于10.5%，板效率提高產(chǎn)量15%左右；而壓降可降低30%左右

11、；另外篩板塔結(jié)構(gòu)簡單，塔板的造價可減少40%左右；安裝容易，也便于清理檢修。近年來，由于設(shè)計和控制水平的不斷提高，可使篩板的操作非常精確，應(yīng)用日趨廣泛。 (1) 篩板塔設(shè)計是在有關(guān)工藝計算已完成的基礎(chǔ)上進(jìn)行的。對于氣、液恒摩爾流的塔段，只需任選其中一塊塔板進(jìn)行設(shè)計，并可將該設(shè)計結(jié)果用于此塔段中。例如，全塔最上面一段塔段，通常選上面第一塊塔板進(jìn)行設(shè)計；全塔最下面一段塔段，通常下面一塊塔板進(jìn)行設(shè)計。這樣計算便于查取氣液相物性數(shù)據(jù)。(2) 若不同塔段的塔板結(jié)構(gòu)差別不大，可考慮采用同一塔徑，若不同塔段塔板的篩孔數(shù)、空心距與篩孔直徑之比可能有差異。對篩孔少、塔徑大的塔段，為減少進(jìn)塔壁處液體“短路”，可在

12、近塔壁處設(shè)置擋板。只有當(dāng)不同塔段的塔徑相差較大時才考慮采用不同塔徑，即異徑塔。1.7工藝條件的確定和說明（1）操作壓力 塔內(nèi)操作壓力的選擇不僅牽涉到分離問題，而且與塔頂和塔底溫度的選取有關(guān)。根據(jù)所處理的物料性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來綜合考慮，一般有下列原則： 壓力增加可提高塔的處理能力，但會增加塔身的壁厚，導(dǎo)致設(shè)備費(fèi)用增加；壓力增加，組分間的相對揮發(fā)度降低，回流比或塔高增加，導(dǎo)致操作費(fèi)用或設(shè)備費(fèi)用增加。因此如果在常壓下操作時，塔頂蒸汽可以用普通冷卻水進(jìn)行冷卻，一般不采用加壓操作。操作壓力大于1.6MPa才能使普通冷卻水冷卻塔頂蒸汽時，應(yīng)對低壓、冷凍劑冷卻和高壓、冷卻水冷卻的方案

13、進(jìn)行比較后，確定適宜的操作方式。 考慮利用較高溫度的蒸汽冷凝熱，或可利用較低品位的冷源使蒸氣冷凝，且壓力提高后不致引起操作上的其他問題和設(shè)備費(fèi)用的增加，可以使用加壓操作。 真空操作不僅需要增加真空設(shè)備的投資和操作費(fèi)用，而且由于真空下氣體體積增大，需要的塔徑增加，因此塔設(shè)備費(fèi)用增加。綜合考慮以上因素本設(shè)計采用常壓精餾。（2）進(jìn)料狀態(tài)精餾塔的進(jìn)料情況有五種： 冷進(jìn)料； 泡點(diǎn)進(jìn)料； 氣液混合進(jìn)料； 飽和蒸汽進(jìn)料； 過熱蒸汽進(jìn)料。為了便于分析，令q=(每公斤分子進(jìn)料液體變成飽和蒸所需熱量)/(每公斤分子進(jìn)料的汽化潛熱)從上式可以看出：冷進(jìn)料時q>1，泡點(diǎn)進(jìn)料時q=1，氣液混合進(jìn)料時0<q&

14、lt;1，飽和蒸汽進(jìn)料時q=0，過熱蒸汽進(jìn)料時q<0。當(dāng)進(jìn)料狀況發(fā)生變化(回流比、塔頂餾出物的組成為規(guī)定值)時，q值也將發(fā)生變化，這直接影響到提餾段回流量的改變，從而使提餾段操作線方程式改變，進(jìn)料板的位置也隨之改變，q線位置的改變，將引起理論塔板數(shù)和精餾段、提餾段塔板數(shù)分配的改變。對于固定進(jìn)料狀況的某個塔來說，進(jìn)料狀況的改變，將會影響到產(chǎn)品質(zhì)量及損失情況的改變。（3）加熱方式精餾塔的設(shè)計中多在塔底加一個再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱量供應(yīng)；由于苯-甲苯體系中，苯是輕組分由塔頂冷凝器冷凝得到，甲苯為重組分由塔底排出。所以本設(shè)計應(yīng)采用再沸器提供熱量，采用85kpa壓力下加熱。（

15、4）冷卻劑與出口溫度本設(shè)計中采用的冷卻劑為冷工程用水20-40，易于操作條件的控制。冷卻水出口溫度過高，則冷卻效果不佳；反之，如果溫度過低，冷卻水用量較大，增加了成本。綜合考慮這兩方面因素，本設(shè)計的冷卻水出口溫度選為40。（5）回流比 本設(shè)計任務(wù)為分離苯、甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料通過預(yù)熱加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升爭氣采用全凝器冷凝，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)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬難分離物質(zhì)，最小回流比較大，故操作回流比取最小回流比的2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。（6）熱能的利用精

16、餾過程的熱效率很低，進(jìn)入再沸器的能量的95%以上被塔頂冷凝器中冷卻介質(zhì)帶走，僅約5%的能量被有效地利用。塔頂蒸汽可用作低溫系統(tǒng)的熱源，或通入廢熱鍋爐產(chǎn)生低壓蒸汽，供別處使用。在考慮充分利用熱能的同時，還應(yīng)考慮到所需增加設(shè)備的投資和由此給精餾操作帶來的影響。塔頂冷卻水的熱量，通過水介質(zhì)導(dǎo)出，可用周邊生活區(qū)的供暖。1.8確定設(shè)計方案的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所設(shè)計出來的流程和設(shè)備能保證得到質(zhì)量穩(wěn)定的產(chǎn)品。由于工業(yè)上原料的濃度、溫度經(jīng)常有變化，因此設(shè)計的流程與設(shè)備需

17、要一定的操作彈性，可方便地進(jìn)行流量和傳熱量的調(diào)節(jié)。設(shè)置必需的儀表并安裝在適宜部位，以便能通過這些儀表來觀測和控制生產(chǎn)過程。 (2) 滿足經(jīng)濟(jì)上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備與基建的費(fèi)用，如合理利用塔頂和塔底的廢熱，既可節(jié)省蒸汽和冷卻介質(zhì)的消耗，也能節(jié)省電的消耗。回流比對操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用均有很大的影響，因此必須選擇合適的回流比。冷卻水的節(jié)省也對操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用有影響，減少冷卻水用量，操作費(fèi)用下降，但所需傳熱設(shè)備面積增加，設(shè)備費(fèi)用增加。因此，設(shè)計時應(yīng)全面考慮，力求總費(fèi)用盡可能低一些。(3)保證生產(chǎn)安全生產(chǎn)中應(yīng)防止物料的泄露，生產(chǎn)和使用易燃物料車間的電器均應(yīng)為防爆產(chǎn)品。塔體大都安裝在室外

18、，為能抵抗大自然的破壞，塔設(shè)備應(yīng)具有一定剛度和強(qiáng)度。1.9物料流程簡圖圖1 物料流程簡圖2. 精餾塔的物料衡算2.1原料液進(jìn)料量、塔頂、塔底摩爾分率進(jìn)料量：F=60000噸/年苯的摩爾質(zhì)量： MA=78.11 kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量：MB=92.13 kg/kmolxF=60/78.116078.11+4092.13=0.639xD=9878.119878.11+292.13=0.983xW=0.5/78.110.578.11+95.592.13=0.006原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF=0.639×78.11+1-0.639×92.13=83.17 kg/

19、kmolMD=0.983×78.11+1-0.983×92.13=78.348 kg/kmolMW=0.006×78.11+1-0.006×92.13=92.046 kg/kmol2.2 物料衡算原料液處理：F=6000000300×24×85.11=92.912 kg/kmol總物料衡算：F=D+W=92.912 kg/kmol苯物料衡算：0.639F=0.983D+0.006W聯(lián)立得： D=63.437 lgkmol W=34.475 kgkmol2.3塔板計算2.3.1 理論塔板數(shù)求取 (1)相對揮發(fā)度的求取表一 苯甲苯的飽和蒸

20、汽壓溫度80.1859095100105110.6PA101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0PB40.046.054.063.374.386.0101.33采用圖解法求理論塔板數(shù)1=101.3340.0=2.5325 2=116.946.0=2.54133=155.763.3=2.460 4=179.274.3=2.41185=204.286.0=2.3744 =512345=2.4631表二 平衡線數(shù)據(jù)x0.10.20.30.40.50.60.70.80.9y0.21490.38120.51560.62160.71130.78710.85180.90790.

21、9596(2) 最小回流比的求取采用作圖法求最小回流比，自點(diǎn)e(0.6389 , 0.6355)作垂線ef，即為進(jìn)料線，q線。該線與平衡線的交點(diǎn)為（0.6389 , 0.8127） yq=0.8127 xq=0.6389故最小回流比 Rmin=xD-yqyq-xq=0.9799取操作回流比 R=2Rmin=1.9598圖2 理論塔板圖(3)精餾塔的氣液相負(fù)荷計算L=RD=1.9598×63.437=124.3238 kmolhV=R+1D=1.9598+1×63.437=187.7608kmolhL'=L+F=124.3238+92.912=217.2358kmol

22、hV'=V=187.7608kmolh(4)操作線方程的計算精餾段：yn+1=RR+1xn+xDR+1=0.6621xn+0.3321提餾段：ym+1=L+qFL+qF-Wxm-WxwL+qF-W=1.1886xm-0.0011(5)理論板層數(shù)求取 如圖所示，總理論板層數(shù)為16塊（包括再沸器） 進(jìn)料板在第7塊2.4全塔效率計算（1） 溫度的計算由內(nèi)差法計算得：tF=87.63-88.880.65-0.6=tF-87.630.639-0.65 tF=87.887tD=80.21-80.660.99-097=tD-80.210.983-0.99 tD=80.3675tW=110.56-10

23、9.910-0.01=tW-110.560.006-0 tW=110.17精餾段平均溫度：t1=tF+tD2=84.127提餾段平均溫度：t2=tF+tW2=99.029（2） 平均摩爾質(zhì)量的計算精餾段平均溫度：t1=84.127液相組成x1:833.33-82.250.85-0.9=84.127-83.33/x1-0.85 x1=0.8131氣相組成y1:833.33-82.250.936-0.959=84.127-83.33/y1-0.936 y1=0.8190ML1=0.8131×78.11+(1-0.8131)×92.13=80.7303kgkmolMV1=0.91

24、90×78.11+(1-0.9190)×92.13=79.2456kgkmol提餾段平均溫度：t1=99.027液相組成x2:100.75-98.840.2-0.25=99.029-100.75/y1-0.85 x2=0.2450氣相組成y2:100.75-98.840.37-0.44=100.75-98.84/y1-0.37 y2=0.435ML2=0.2450×78.11+(1-0.2450)×92.13=88.6951kgkmolMV2=0.4351×78.11+(1-0.4351)×92.13=86.0299kgkmol（3）

25、平均粘度計算查表得：苯=0.2971mPas 甲苯=0.3013mPas苯=0.2576mPas 甲苯=0.0313mPas精餾段：1=0.2971×0.8131+0.0313×1-0.8131=0.2979 mPas提餾段：2=0.2576×0.245+0.0313×（1-0.245）=0.0867 mPas由平均粘度公式計算得：=0.639×0.2979+0.361×0.0867=0.222mPas（4）相對揮發(fā)度的計算精餾段：xA=0.8131 yA=0.919 得 xB=0.1869 yB=0.081=yAxByBxA=0.9

26、19×0.18690.8131×0.081=2.6079提餾段：xA'=0.2450 yA'=0.4351 得 xB'=0.7550 yB'=0.5649'=yA'xB'yB'xA'=0.4351×0.7550.5649×0.245=2.3735根據(jù)奧康奈爾公式計算全塔效率ET=0.49-0.245=0.572.5實際塔板數(shù)計算精餾段：N精=60.57=10.5塊提餾段：N提=90.57=15.8塊 Np=10.5+15.8=26.3塊2.6有效塔高計算精餾段：Z精=N精-1HT=9

27、.5×0.4=3.8m提餾段：Z提=N提-1HT=14.8×0.4=5.92m在開兩個個人孔，其高度為0.8m，故有效高度為：Z=0.8+0.8+3.8+5.92=11.32m3. 精餾塔有關(guān)工藝及物性數(shù)據(jù)計算3.1操作壓力的計算單板壓降：p=0.7kpa塔頂操作壓力：PD=85kpa進(jìn)料板壓力：Pm=85+0.7×12=93.4 kpa塔底壓力：PW=93.4+0.7×13=102.5kpa精餾段平均壓力：PM=(85+93.4)2=89.2 kpa提餾段平均壓力：PM'=(102.5+93.4)2=97.95 kpa3.2平均密度的計算3.2

28、.1氣相平均密度的計算由理想氣體狀態(tài)方程計算得：精餾段：Vm=PMMVmRTm=2.379 kg/m3提餾段：Vm=PMMVmRTm=2.723 kg/m33.2.2液相平均密度的計算液相平均密度依下式計算：1Lm=aALA+aBLB塔頂液相的平均密度：tD=80.3675 查得：A=814.574kgm3 B=809.642kgm3LDm=814.332kgm3進(jìn)料板液相的平均密度：tF=87.887 查得：A=806.125kgm3 B=802.234kgm3LFm=804.505kgm3精餾段液相平均密度：Lm=809.419 kg/m3塔底的液相平均密度：tW=110.17 查得：A=

29、780.492 kgm3 B=779.98 kgm3LWm=780.031 kgm3提餾段的液相平均密度：Lm'=792.268 kg/m33.2.3液體表面張力的計算液體表面張力依下式計算：Lm=i=1nxii塔頂液相表面張力：tD=80.3675 查得：A=21.226 mNm B=21.650 mNmLDm=0.983×21.226+1-0.983×21.650=21.233mNm進(jìn)料板液相表面張力：tF=87.887 查得：A=20.316 mNm B=20.822 mNmLFm=0.639×20.316+1-0.639×20.822=2

30、0.499 mNm精餾段液相平均表面張力：Lm=20.866mNm塔底液相表面張力：tW=110.17 查得：A=17.650 mNm B=18.397 mNmLWm=0.006×17.650+1-0.006×18.397=18.393mNm提餾段液相平均表面張力：Lm=19.446mNm3.2.4液相平均粘度的計算精餾段平均溫度：t1=84.127 查得：A=0.2971 mPas B=0.3013mPas精餾段平均粘度：Lm=0.2971×0.8131+0.3013×1-0.8131=0.2979mPas提餾段平均溫度：t2=99.029 查得：A=

31、0.2576 mPas B=0.0313mPas提餾段平均粘度：Lm=0.2579×0.245+0.0313×1-0.245=0.0867mPas3.2.5氣液負(fù)荷計算 精餾段：VS=VMVm3600Vm=1.73 (m3/s) LS=LMLm3600Lm=0.0035 (m3/s) 提餾段：VS=VMVm3600Vm=1.64 (m3/s) LS=LMLm3600Lm=0.0067(m3/s)3.3塔徑的計算板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝，檢修等都有關(guān)?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗關(guān)系選取。表三 板間距與塔徑關(guān)系塔徑mm0.3

32、0.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距mm200300250350300450350450400600 精餾段初選板間距HT=0.4，取板層上清液高度hL=0.06mHT-hL=0.4-0.06=0.34 mLSVSLV0.5=0.00351.73×809.422.3790.5=0.037查史密斯關(guān)聯(lián)圖可得：圖3 史密斯關(guān)聯(lián)圖C20=0.072C=C20200.2=0.0072×20.866200.2=0.073umax=CL-VV=0.073×809.422.379=1.345 m/s取安全系數(shù)為0.7（0.60.8）D=4VSu=4

33、15;1.733.14×0.7×1.345=1.53m按照標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為1.6m橫截面積：AT=0.785D2=2.01m2則空塔氣速為：u=VSAT=0.86m/s 提餾段初選板間距HT=0.40m，板層上清液高度hL=0.06mHT-hL=0.4-0.06=0.34 mLSVSLV0.5=0.00671.64×792.272.7230.5=0.070查史密斯關(guān)聯(lián)圖得：C20=0.070C=C20200.2=0.070×19.446200.2=0.070umax=CL-VV=0.070×792.272.723=1.19 m/s取安全系數(shù)為0.

34、7（0.60.8）D=4VSu=4×1.643.14×0.7×1.19=1.58m按照標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為1.6m橫截面積：AT=0.785D2=2.01m2則空塔氣速為：u=VSAT=0.82 m/s根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定，相差較大的兩個塔徑中，選較大的，因此設(shè)計中塔徑取1.6m.3.4塔板主要工藝尺寸計算3.4.1溢流裝置計算 精餾段因塔徑D=1.6m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項計算如下：溢流堰長lw：單溢流區(qū)lw=（0.60.8）D，取堰長lw=0.60D=0.96 m出口堰高h(yuǎn)w:hw=hL-howlwD=0.961.6=0.6 Lhlw2

35、.5=0.0036×36000.962.5=14.35查液流收縮系數(shù)計算圖：E=1.04how=2.841000ELhlw23=2.841000×1.04×0.0036×36000.9623=0.017 m故 hw=hL-how=0.06-0.017=0.043m降液管的寬度Wd和AflwD=0.961.6=0.6 查弓形降液管的寬度與面積圖圖4 弓形降液管的寬度與面積圖得：WdD=0.124 AfAT=0.056Wd=0.124D=0.124×1.6=0.198mAf=0.056AT=0.056×3.144×1.62=0.

36、113m2液體在降液管中停留的時間=3600ATHTLh=3600×0.113×0.40.0036×3600=12.56>5s (符合要求)降液管底隙高度h0取液體在降液管底部流過的速度u0=0.15m/s h0=Lh3600lwu0=0.0036×36003600×0.15×0.96=0.025mhw-h0=0.043-0.025=0.018m>0.006m滿足條件，故降液管底隙高度設(shè)計合理受液盤：采用平行受液盤，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為60mm 提餾段溢流堰長lw：單溢流區(qū)lw=（0.60.8）D，取堰長lw=0.60D=0

37、.96 m出口堰高h(yuǎn)w:hw=hL-howlwD=0.961.6=0.6 Lhlw2.5=0.0036×36000.962.5=14.35查液流收縮系數(shù)計算圖：圖5 液流收縮系數(shù)計算圖E=1.04how=2.841000ELhlw23=2.841000×1.04×0.0036×36000.9623=0.017 mhw=hL-how=0.06-0.017=0.043m降液管的寬度Wd和Af查得：WdD=0.124 AfAT=0.056Wd=0.124D=0.124×1.6=0.198mAf=0.056AT=0.056×3.144

38、5;1.62=0.113m2液體在降液管中停留的時間：=3600ATHTLh=3600×0.113×0.40.0086×3600=5.26>5s (符合要求)降液管底隙高度h0取液體在降液管底部流過的速度u0=0.07m/sh0=Lh3600lwu0=0.0036×36003600×0.07×0.96=0.02mhw-h0=0.043-0.02=0.023m>0.006m滿足條件，故降液管底隙高度設(shè)計合理受液盤：采用平行受液盤，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為60mm3.4.2塔板布置塔板的分塊因為D1200mm,故，塔板采用分塊式，對

39、精餾段取邊緣寬度。由于小塔邊緣寬度取30mm-50mm.所以，Wc=0.04m安定區(qū)寬度由于D=1.6m>1.5m，故，Ws=80-110mm取 Ws=0.08m開孔區(qū)面積Aa=2xR2-x2+R2180sin-1xRR=D2-WC=1.62-0.04=0.76x=D2-Wd+Ws=1.62-0.118=0.682Aa=2×0.682×0.762-0.6822+3.14×0.762180sin-10.6820.76=1.095篩孔數(shù)n與開孔率本例處理苯甲苯混合物，無腐蝕性，可算用=3mm碳鋼板，取篩板直徑d0=5mm,篩孔按正三角形排列，取孔中心距t=3&#

40、215;5=15mm n=1.155Aat2=5621個圖6 篩孔的正三角形排列=A0Aa=0.907td02=0.101每層板上的開孔面積為A0=Aa=0.111m2篩孔氣速u0=VSA0=1.640.111=14.77m/s4. 篩板的流體力學(xué)驗算、單板壓降4.1精餾段篩板的流體力學(xué)驗算和單板壓降（1）干板阻力hc計算d0=53=1.67圖7 干篩孔流量系數(shù)圖查干篩孔流量系數(shù)圖可得：C0=0.84hc=12gvLu0C02=12×9.81×2.379809.42×11.550.842=0.028m(液柱)（2）氣體通過液層的阻力h1計算h1=hLua=VSAT

41、-Af=1.732.01-0.113=0.9m/sF0=u0Vm=0.9×2.379=1.388 kg12sm12查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得：圖8 充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖=0.62故 h1=hL=0.62×0.06=0.0372m（液柱）（3）液體表面張力的阻力計算h=4hLgd0=4×0.020866809.419×9.81×0.005=0.002102m(液柱)氣體通過每層塔板的液柱高度hphp=hc+h1+h=0.028+0.0372+0.002102=0.067m(液柱)氣體通過每層塔板的壓降Pp=hpLg=0.067×809.419

42、5;9.81=532.0 Pa<0.7kPa（4）液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計的塔徑和液流量均不大，故忽略液面落差的影響. （5）溢流液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度Hd應(yīng)服從下式：HdHT+hw 而Hd=hp+hL+hdhd=0.153u02=0.003mHd=0.067+0.06+0.003=0.13m 苯甲苯屬于一般物系，取=0.5則HT+hw=05×0.4+0.043=0.222m液柱>Hd 所以設(shè)計中不會出現(xiàn)液泛現(xiàn)象 （6）霧沫夾帶v=5.7×10-3LuaHT-2.5hL3.2=0.0104 kg液/kg氣<0.1kg液

43、/kg氣 故，霧沫夾帶在允許范圍之內(nèi) （7）漏液 對于篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由以下公式計算：u0min=4.4C00.0056+0.13hL-hLV=7.2msu0=14.77>u0min=7.2m/s 穩(wěn)定系數(shù)K=u0u0min=14.777.2=2.05>1.6 故，在本設(shè)計中無明顯漏液現(xiàn)象4.2提餾段篩板的流體力學(xué)驗算和單板壓降1）干板阻力hc計算d0=53=1.67 查篩板塔氣液負(fù)荷因子曲線圖查圖可得：C0=0.84hc=12gvLu0C02=12×9.81×2.723792.27×11.550.842=0.033m(液柱)（2）氣體通過液層的阻

44、力h1計算h1=hLua=VSAT-Af=1.642.01-0.113=0.86m/sF0=u0Vm=0.86×2.723=1.42 kg12sm12=0.60故 h1=hL=0.60×0.06=0.036m（液柱）（3）液體表面張力的阻力計算h=4hLgd0=4×0.019446792.27×9.81×0.005=0.002 m(液柱)氣體通過每層塔板的液柱高度hphp=hc+h1+h=0.033+0.036+0.002=0.071 m(液柱)氣體通過每層塔板的壓降Pp=hpLg=0.071×792.27×9.81=551

45、.8 Pa<0.7kPa（4）液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計的塔徑和液流量均不大，故忽略液面落差的影響.（5）溢流液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度Hd應(yīng)服從下式：HdHT+hw而Hd=hp+hL+hdhd=0.153u02=0.0075mHd=0.071+0.06+0.0075=0.1385m苯甲苯屬于一般物系，取=0.5則HT+hw=05×0.4+0.043=0.222m液柱>Hd所以設(shè)計中不會出現(xiàn)液泛現(xiàn)象（6）霧沫夾帶v=5.7×10-3LuaHT-2.5hL3.2=0.005 kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣故，霧沫夾帶在允許

46、范圍之內(nèi)（7）漏液對于篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由以下公式計算：u0min=4.4C00.0056+0.13hL-hLV=6.7msu0=11.55>u0min=6.7 m/s穩(wěn)定系數(shù)K=u0u0min=11.556.7=1.7>1.6故，在本設(shè)計中無明顯漏液現(xiàn)象4.4塔板負(fù)荷性能圖4.4.1精餾段塔板負(fù)荷性能圖(1) 漏液線u0min=4.4C00.0056+0.13hw+how-hLvu0min=VsminA0 hL=hw+how A0=Aahow=2.841000ELhlw23聯(lián)立得：Vs0,min=4.4C0A00.0056+0.13hw+2.841000×E×

47、;Lhlw23-hLv代入數(shù)據(jù)整理得：Vs=0.52×3.092+27.16Ls23在操作范圍內(nèi)，任取幾個LS值，計算得出VS表四 精餾段漏液線數(shù)據(jù)LS/(m3/s)0.0030.0040.0050.0060.01VS/(m3/s)0.940.950.9530.960.97根據(jù)以上數(shù)據(jù)，做出精餾段漏液線（2）霧沫夾帶線以eV=0.1kg液/kg氣,為限eV=5.7×10-6LuaHT-hf23how=2.841000E3600Lh0.9623=0.86LS23hf=2.5hw+how=0.108+2.2LS23HT-hf=0.4-0.108+2.2LS23=0.292-2.

48、2LS23聯(lián)立解得：VS=3.498-26.258LS23在操作范圍內(nèi)取幾個LS，計算出VS=表五 精餾段霧沫夾帶數(shù)據(jù)LS/(m3/s)0.0030.0040.0050.0060.01VS/(m3/s)3.3143.2753.2393.2063.087根據(jù)以上數(shù)據(jù)做出霧沫夾帶線（3）液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度how=0.006為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)how=2.841000×1.04×3600Lh0.9623=0.86LS23=0.006Ls,min=0.00058m3/s據(jù)此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線（4）液相負(fù)荷上限線以=4s作為液體在降液管中停留

49、時間的下限=ATHTLS=4sLs,max=0.0113 m3/s據(jù)此做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線（5）液泛線由E=1.04 lw=0.96得how=2.841000×1.04×3600Lh0.9623=0.86LS23hc=0.051vLu0C02=0.051vL×VSA0C02=0.0126VS2h1=hw+how=0.62×0.043+0.86LS23=0.027+0.533LS23已知h=0.002102 m (液柱)hp=hc+h1+h=0.0126Vs2+0.533Ls23+0.029102hd=0.153LSlwh02=6.38L

50、s2已知HT=0.4m hw=0.043m =0.5代入HT+hw=hp+hw+how+hd整理得： VS2=8.35-110.56LS23-506.34LS2在操作范圍內(nèi)取幾個LS，計算出VS表六 精餾段液泛線數(shù)據(jù)LS/(m3/s)0.0030.0040.0050.0060.01VS/(m3/s)6.055.565.114.682.17根據(jù)以上數(shù)據(jù)做出液泛線（6）精餾段篩板負(fù)荷性能圖：圖9 精餾段篩板負(fù)荷性能圖根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷，可知精餾段操作點(diǎn)在正常的操作范圍內(nèi)。做出精餾段操作線OA，由圖可知，該篩板操作上限為霧沫夾帶控制，下限為漏液控制。由圖查得：Vs,min=0.95 m3/s

51、 Vs,max=3.2 m3/s 故操作彈性為:Vs,maxVs,min=3.334.4.2提餾段篩板負(fù)荷性能圖（1）漏液線u0min=4.4C00.0056+0.13hw+how-hLvu0min=VsminA0 hL=hw+how A0=Aahow=2.841000ELhlw23聯(lián)立得：Vs0,min=4.4C0A00.0056+0.13hw+2.841000×E×Lhlw23-hLv代入數(shù)據(jù)整理得：Vs=0.52×2.67+23.276Ls23在操作范圍內(nèi)，任取幾個LS值，計算得出VS表七 提餾段漏液線數(shù)據(jù)LS/(m3/s)0.0030.0040.0050.

52、0060.01VS/(m3/s)0.920.930.950.961.01根據(jù)以上數(shù)據(jù)，做出提餾段漏液線（2）霧沫夾帶線以eV=0.1kg液/kg氣,為限eV=5.7×10-6LuaHT-hf23how=2.841000E3600Lh0.9623=0.86LS23ua=VsAT-Af=0.53Vshf=2.5hw+how=0.108+2.2LS23HT-hf=0.4-0.108+2.2LS23=0.292-2.2LS23聯(lián)立解得：VS=3.42-25.77LS23在操作范圍內(nèi)取幾個LS，計算出VS表八 提餾段霧沫夾帶線數(shù)據(jù)LS/(m3/s)0.0030.0040.0050.0060.01VS/(m3/s)2.882.772.672.572.22根據(jù)以上數(shù)據(jù)做出霧沫夾帶線（3）液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度how=0.006為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)how=2.841000×1.04×3600Lh0.9623=0.86LS23=0.006Ls,min=0.00058m3/s據(jù)此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直