篩孔板式塔設計畢業(yè)設計

1、摘要篩板塔是化工生產中主要的氣液傳質設備。為完成苯-甲苯二元物系的精餾進行了相關塔設備的設計，本次設計的任務為分離進料量50000噸/年，質量分數(shù)為40%勺苯-甲苯溶液，使塔頂產品苯的質量分數(shù)達到 96%塔底釜液質量分數(shù) 為2%我們對此塔進行了工藝設計，按照梯級圖解法算求得理論板數(shù)為15,實際板數(shù)為27,加料位置在第13塊板。進行了塔板結構的設計，塔徑 1.2m，精 餾段板間距0.35m，提餾段板間距為0.4m,對塔板進行了校核，均在安全操作范 圍內，確定了操作點，精餾段彈性操作為 5.04，提餾段彈性操作為5.30，符合 操作要求。最后進行輔助設備及塔高計算。本次設計包括設備分析、選取、計算

2、、 核算、繪圖等，是較完整的精餾設計過程，其設計結果滿足設計任務要求，結構 合理，是一次較理想的設計。關鍵詞：篩板塔；苯-甲苯；精餾；負荷性能圖；塔設備；結構AbstractSieve plate tower is the main gas liquid mass transfer in chemical production equipme nt.To complete the bi nary system benzene - tolue ne distillati on tower equipme nt, the use of desig n, the desig n tasks for

3、the separati on of feed rate of 50000 tons/year, the mass fraction of 40% of benzene - toluene solution, make the top products of benzene mass fractio n of 96%, the bottom kettle liquid mass fracti on of 2%.We for the tech no logical desig n of this tower, accord ing to the theoretical plate nu mber

4、 obta ined by cascade graphical method calculati on for 15, real plate nu mber is 27, and feed ing locati on in 13boards.For the desig n of the plate structure, the tower diameter 1.2 m, plate spacing of 0.4m on the plate, are within the scope of the safety operati on, determ ine the operati ng poin

5、 t, rectify ing sect ion elastic operati on is 5.04, stripping section of the elastic operating at 5.30, conform to the requirements of the operation.Finally auxiliary equipment and height calculation.This design including equipme nt an alysis, select ion, calculati on, acco unting, draw ing, etc.,

6、is a complete distillation process design, the design result satisfies the requirement of design task, reas on able structure, is an ideal desig n.Keywords: Sieve-plate tower ； Benzene-Toluene Rectification ； Load performanee diagram； Distillation equipment ; structure目錄 TOC o 1-5 h z HYPERLINK l bo

7、okmark6 o Current Document 第一章概述5. HYPERLINK l bookmark8 o Current Document 1.1苯的性質5.1.1.1物理性質51.1.2化學性質6.3基本用途6. HYPERLINK l bookmark10 o Current Document 1.2甲苯Z.1.2.1物理性質7.1.2.2化學性質8.1.2.3基本用途8. HYPERLINK l bookmark12 o Current Document 第二章確定設計方案9. HYPERLINK l bookmark14 o Current Document 第三章工藝計算

8、1.1 HYPERLINK l bookmark16 o Current Document 3.1物料衡算.1.13.1.1原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率 113.1.2全塔物料衡算 1.1 HYPERLINK l bookmark18 o Current Document 3.2確定回流比1.1q線方程12Rmin 和 R 的確定14 HYPERLINK l bookmark22 o Current Document 3.3確定理論塔板數(shù)和實際塔板數(shù)153.3.1精餾段操作線方程的確定 153.3.2精餾段和提餾段氣液流量的確定1 53.3.3提餾段操作線方程的確定 153.3.4塔板數(shù)的

9、確定153.3.5實際塔板數(shù)Np16 HYPERLINK l bookmark24 o Current Document 3.4塔的氣液負荷計算183.4.1操作壓力183.4.2操作溫度183.4.3平均摩爾質量計算1.83.4.4平均密度計算19345液相平均表面張力的計算 20346塔的氣液負荷計算21 HYPERLINK l bookmark26 o Current Document 第四章 精餾塔塔體工藝尺寸的計算 22 HYPERLINK l bookmark28 o Current Document 4.1塔間距的初估22 HYPERLINK l bookmark30 o Cur

10、rent Document 42塔徑的計算22 HYPERLINK l bookmark32 o Current Document 4.3溢流裝置設計24 HYPERLINK l bookmark34 o Current Document 4.4塔板布置264.4.1塔板的分塊264.4.2邊緣區(qū)寬度274.4.3開孔區(qū)面積計算27 HYPERLINK l bookmark36 o Current Document 4.5篩孔的尺寸及排列274.5.1篩孔數(shù)n與開孔率274.5.2篩孔氣速28 HYPERLINK l bookmark38 o Current Document 4.6篩板的流體

11、力學驗算 284.6.1氣體通過篩板壓強降計算：hp,m液柱284.6.2液面落差304.6.3霧沫夾帶30漏液32液泛32 HYPERLINK l bookmark44 o Current Document 4.7負荷性能圖334.7.1霧沫夾帶線 334.7.2液泛線344.7.3液相負荷上限線354.7.4漏液線354.7.5液相負荷下限線364.7.6負荷性能圖36 HYPERLINK l bookmark52 o Current Document 第五章輔助設備的設計38 HYPERLINK l bookmark54 o Current Document 5.1 接管.3.85.1.

12、1進料管385.1.2回流管385.1.3塔頂蒸汽出料管 395.1.4塔釜出料管395.1.5再沸器返塔蒸汽管 39 HYPERLINK l bookmark56 o Current Document 5.2冷凝器40 HYPERLINK l bookmark58 o Current Document 5.3再沸器40 HYPERLINK l bookmark60 o Current Document 5.4 泵.4.1 HYPERLINK l bookmark62 o Current Document 5.4.1進料泵415.4.2回流泵42 HYPERLINK l bookmark68

13、o Current Document 第六章板式塔結構44 HYPERLINK l bookmark70 o Current Document 6.1塔頂空間44 HYPERLINK l bookmark72 o Current Document 6.2塔底空間44 HYPERLINK l bookmark74 o Current Document 6.3人孔44 HYPERLINK l bookmark76 o Current Document 6.4進料板間距45 HYPERLINK l bookmark78 o Current Document 6.5塔頂封頭的確定45 HYPERLIN

14、K l bookmark80 o Current Document 6.6裙座高度 Hs的確定 45 HYPERLINK l bookmark82 o Current Document 6.7塔高（不包括封頭和裙座 ）466.7.1精餾塔有效高度466.7.2實際塔高46 HYPERLINK l bookmark84 o Current Document 第七章設計結果匯總47-48 HYPERLINK l bookmark86 o Current Document 第八章設計評述52 HYPERLINK l bookmark88 o Current Document 第九章設計感想53 HY

15、PERLINK l bookmark90 o Current Document 第十章參考文獻54第一章概述化工原理課程設計是綜合運用化工原理課程和有關先修課程（物理化學，化工制圖等）所學知識，完成一個單元設備設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 設計，要求更加熟悉工程設計的基本內容， 掌握化工單元操作設計的主要程序及 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)中得到廣泛應用。精餾過程在能

16、量劑驅動下（有 時加質量劑），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移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移， 實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。 根據(jù)生產上的不同要求，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衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進行分 離。本設計的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設計，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， 采用連續(xù)操作方式，需設計一板式塔將其分 離。1.1苯的性質苯在常溫下為一種高度易燃，有香味的無色的液體，為一種有機化合物， 是組成結構最簡單的芳香烴。苯有高的毒性，也是一種致癌物質。它難溶于

17、水， 易溶于有機溶劑，本身也可作為有機溶劑。苯也是石油化工的基本原料，苯的產 量和生產的技術水平是一個國家石油化工發(fā)展水平的標志之一。1.1.1物理性質苯的沸點為80.1 T，熔點為5.5 C,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/ml，但其分子質量比 水輕。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，除甘油，乙二醇等多元醇 外能與大多數(shù)有機溶劑混溶除碘和硫稍溶解外，無機物在苯中不溶解苯對金 屬無腐蝕性。苯能與水生成恒沸物，沸點為 69.25 C,含苯91.2%。因此，在有

18、水生成 的反應中常加苯蒸餾，以將水帶出。1.1.2化學性質苯參加的化學反應大致有3種：一種是其他基團和苯環(huán)上的氫原子之間發(fā) 生的取代反應；一種是發(fā)生在苯環(huán)上的加成反應（注：苯環(huán)無碳碳雙鍵，而 是一種介于單鍵與雙鍵的獨特的鍵）；一種是普遍的燃燒（氧化反應）（不 能使酸性高錳酸鉀褪色）。1.1 3基本用途脂肪、樹脂和碘等的溶劑。測定礦物折射指數(shù)。有機合成。光學純溶劑高 壓液相色譜溶劑、用作合成染料、醫(yī)藥、農藥、照相膠片、以及石油化工制 品的原料、清漆、硝基纖維素漆的稀釋劑、脫漆劑、潤滑油、油脂、蠟、賽 璐珞、樹脂、人造革等溶劑。用作合成染料、合成橡膠、合成樹脂、合成纖維、合成谷物、塑料、醫(yī)藥、 農

19、藥、照相膠片以及石油化工制品的重要原料 ，本品具有良好的溶解性能， 因而被廣泛地用作膠黏劑及工業(yè)溶劑例如：清漆、硝基纖維漆的稀釋劑、脫 漆劑、潤滑油、油脂、蠟、賽璐珞、樹脂、人造革等溶劑。1.2甲苯甲苯是一種無色，帶特殊芳香味的易揮發(fā)液體。甲苯是芳香族碳氫化合物 的一員，它的很多性質與苯很相像，常常替代有相當毒性的苯作為有機溶劑 使用，還是一種常用的化工原料，可用于制造炸藥、農藥、苯甲酸、染料、 合成樹脂及滌綸等。同時它也是汽油的一個組成成分。1.2.1物理性質外觀與性狀：無色透明液體，有類似苯的芳香氣味。熔點C ) : -94.9相對密度(水=1) : 0.87沸點(C ) : 110.6相

20、對蒸氣密度(空氣=1): 3.14分子式：C7H8分子量：92.14飽和蒸氣壓(kPa) : 4.89(30 C)燃燒熱(kJ/mol) : 3905.0臨界溫度(C) : 318.6臨界壓力(MPa): 4.11辛醇/水分配系數(shù)的對數(shù)值：2.69閃點(C ) : 4爆炸上限%(V/V) : 7.0引燃溫度(C) : 535爆炸下限%(V/V) : 1.2溶解性：不溶于水，可混溶于苯、醇、醚等多數(shù)有機溶劑。1.2.2化學性質化學性質活潑，與苯相像。可進行氧化、磺化、硝化和歧化反應，以及側 鏈氯化反應。甲苯能被氧化成苯甲酸。1.2.3基本用途甲苯大量用作溶劑和高辛烷值汽油添加劑，也是有機化工的重

21、要原料，但 與同時從煤和石油得到的苯和二甲苯相比， 目前的產量相對過剩，因此相當 數(shù)量的甲苯用于脫烷基制苯或岐化制二甲苯。甲苯衍生的一系列中間體，廣泛用于染料；醫(yī)藥；農藥；火炸藥；助劑；香料等精細化學品的生產，也用 于合成材料工業(yè)。甲苯進行側鏈氯化得到的一氯芐； 二氯芐和三氯芐，包括 它們的衍生物苯甲醇；苯甲醛和苯甲酰氯（一般也從苯甲酸光氣化得到），在醫(yī)藥；農藥；染料，特別是香料合成中應用廣泛。甲苯的環(huán)氯化產物是農 藥；醫(yī)藥；染料的中間體。甲苯氧化得到苯甲酸，是重要的食品防腐劑（主 要使用其鈉鹽），也用作有機合成的中間體。甲苯及苯衍生物經磺化制得的 中間體，包括對甲苯磺酸及其鈉鹽；CLT酸；甲

22、苯-2,4-二磺酸；苯甲醛-2,4- 二磺酸；甲苯磺酰氯等，用于洗滌劑添加劑，化肥防結塊添加劑；有機顏料； 醫(yī)藥；染料的生產。甲苯硝化制得大量的中間體?？裳苌玫胶芏嘧罱K產品， 其中在聚氨酯制品；染料和有機顏料；橡膠助劑；醫(yī)藥；炸藥等方面最為重 要。第二章確定設計方案本設計任務為分離苯一甲苯混合物。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓下操作。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80C進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送人精餾塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品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

23、最小回流比的1.5倍。塔底設置再沸器采用間接蒸汽加熱， 塔底產品經冷卻后送至儲罐。其中由于 蒸餾過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設計中設計 把其熱量作為低溫熱源產生低壓蒸汽作為原料預熱器的熱源之一，充分利用了能量。塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔， 孔徑一般為 38mm篩孔在塔板上作正三角形排列。 篩板塔也是傳質過程常用的塔設備， 它 的主要優(yōu)點有：(1 )結構比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60%，為浮閥塔的80%左右。(2 )處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加 10

24、15%。(3 )塔板效率咼，比泡罩塔咼15%左右。(4 )壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低 30%左右。篩板塔的缺點是：(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23)。(3 )小孔篩板容易堵塞。圖1板式塔的簡略圖第三章工藝計算3.1物料衡算3.1.1原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率苯的摩爾質量 hgg甲苯的摩爾質量 M B =92.14kg / mol0.4 78.110.4 78.11+0.6 92.14=0.440.96 78.110.96 78.11 0.04 92.14= 0.970.02 78.110.02 78.11 0.98 92.14= 0.0

25、243.1.2全塔物料衡算原料處理量：F =6.94 10 kmol/h =80.21kmol/h86.528總物料F = D + W易揮發(fā)組分F X F = D X D + W X w式中F、D、W分別為原料液、餾出液和釜殘液流量，kmol/h ;X F、X D、X W分別為原料液、餾出液和釜殘液中易揮發(fā)組分的摩爾分率。D = F Xf -Xwxd xw代入數(shù)據(jù)可得：D=35.295 kmol/hW=44.915 kmol/h解得：3.2確定回流比3.2.1 q線方程表1常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度tC液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.00

26、2.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.0

27、1100.0100.0圖2苯跟甲苯常壓下氣化平衡組成相圖Xf tb =93.87 C可得 Xd r t D =80.93 C 平均溫度（80+93.87 ）C =86.94 C下，X迪一;tw =109.21 C參照化學化工物性數(shù)據(jù)手冊有機卷第一版 318頁芳烴熱容表2苯一甲苯的比熱容溫度（C）020406080100120140160180苯的比熱容（KJ/1.571.7161.7671.8281.8811.9532.0472.1432.2422.346(kmol K)甲苯的比熱容（KJ/1.631.6811.7571.8341.9021.972.0732.1492.2292.313(kmo

28、l K)參照化學化工物性數(shù)據(jù)手冊有機卷327頁芳烴汽化表3苯一甲苯的汽化熱溫度（C）020406080100120140苯的汽化熱431.141407.7394.1379.3363.2345.5(KJ/Kg)甲苯的汽化422.9412.7402.1391379.4367.1354.2340.3熱(KJ/Kg)苯的比熱容Cp.A=1.91 KJ/(Kg.K)汽化潛熱 rA=383.84KJ/kg甲苯的比熱容 Cp.B =1.93 KJ/(Kg.K)汽化潛熱 rB =370.86 KJ/kgCp=Cp.A 匯XA.f +Cp.B X (1 XA.f ) =1.91 X 0.44+1.93 父(1

29、0.444)=1.92KJ/(Kg.K)同理：r= ： XA.f 匯(1 Xa.J =383.84 汽 0.44+370.86 沃(1-0.44)=376.57 KJ/kq =1Cp (tb -tf)r1.92 (93.87 -80)-376.57= 1.07qXf所以q線方程為y二亠 x f15.29x-6.29q-1 q-1322 Rmin和R的確定由q線方程和平衡線方程相交確定Xe=0.46 Ye=0.68Rmin0.948 十 20.680.46R=1.5Rmin=1.5X 1.32=1.983.3確定理論塔板數(shù)和實際塔板數(shù)3.3.1精餾段操作線方程的確定精餾段操作線方程:Yn 1 =

30、 VXnDXdVL=RD V=(R+1)DYni3 迪1.98 1 n 1.98 1= 0.66Xn 0.333.3.2精餾段和提餾段氣液流量的確定已知 D = 35.295kmol/h R= 1.98精餾段：L = RD = 69.88kmol/hV = (R+1)D = 105.18 kmol/h提餾段：L= L+qF= 69.88 +1.07 疋0.21 = 155.70 kmol/hV = V-(q-1) F= 105.18-(1.07-1) X 80.21= 110.79 kmol/h3.3.3提餾段操作線方程的確定RD +qF(R 1)D(1 -q)FXnF -D(R 1)D -(

31、1 -q)FXw= 1.41Xn -0.013.3.4塔板數(shù)的確定提餾段方程Yn十=1.41Xn 0.01精餾段方程Y n 0.66Xn 0.33作梯板L.200.10.20.30.40,50.60.70-80-911.1圖3苯-甲苯梯級圖作圖得理論塔板數(shù) NT =15-仁14，其中Nt精=6,叫提=9加料板為第7塊3.3.5實際塔板數(shù)NP（全塔效率Et經查表tD =80.93 C時0FA =104.67KPa0PB =40.46Kpatw =109.21 C 時0巳=235.40kpaPB =100.48Kpatb =93.87 C時0PA =155.79KPa0PB =63.34KPa則：

32、d =104.67/40.46=2.59:W =235.40/100.48=2.34:F =155.79/63.34=2.463 3,故一：i =2.59 2.34 2.46 = 2.46參照化學化工物性數(shù)據(jù)手冊有機卷第一版 302頁芳烴粘度表4苯-甲苯的黏度溫度（C）020406080100120140苯的粘度（mPas）0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184甲苯的粘度（mPas）0.7580.580.4590.3730.3110.2640.2280.2查得tD =80.93 C時%D苯=0. 31m psau Ll M甲苯=o.3 1 3 m p

33、atw =109.21 C 時jlmd苯=0.24mpa s%md 甲苯=0.25mpa s卩龜=0.31 x 0.97 + 0.313 次(1 - 0.97) = 0.31mPa.S忙 =0.24 0.024 0.25 (1 -0.024) =0.25mPa.SL-mW0.310.25=0.28mPa.S全塔效率 ET =0.49(：叫J”451 =0.49 (2.46 0.28)2451 = 0.537實際塔板數(shù)Np及加料板位置的確定Nt 14“NP T26.07 ： 27 塊Et 0.537N t精6丄亠-11.36 12 塊Et0.537二Np _Np =15塊第13塊板開始加料，x7

34、 =0.443.4塔的氣液負荷計算3.4.1操作壓力塔頂 PD =1.03atm =104.36KPa每層塔板壓降 p=0.7KPa進料板壓力 Pf=104.36+0.7 12=112.76KPa塔底操作壓力 PW =104.36 0.7 26 = 122.56KPa10436 +112 76精餾段平均壓力Pm1 =6 =108.56KPa2提餾段平均壓力PM222.56112.76 =117.66 KPa23.4.2操作溫度塔頂 tD =81.35 C塔底 tW =108.48 C 進料板 t7 二 93.8 C精餾段平均溫度 tm1 = -（tD 二 80.93 9380 =87.365

35、C 2 2提餾段平均溫度 tm2= 109.21+93.80 =101.5052 23.4.3平均摩爾質量計算a）塔頂：xD=y1=0.97由汽液平衡曲線得x, =0.8635M x1 M 苯 + （1-x 1） M 甲苯LDm=0.93 78.11（1 -0.93） 92.14=79.09kg / kmolM V xD M 苯 + （1-x D） M 甲苯VDm=0.9778.11（1 -0.97） 92.14二 78.531kg / kmolb）進料板：X7 =0.44代入汽液平衡曲線方程y? = 0.66M= y7 M 苯 + (l-y?) M 甲苯= 0.66 78.11(1-0.66

36、) 92.14 = 82.88kg/kmolM Lx? M 苯 +(1-X7) M 甲苯Lqm= 0.44 78.11(1 -044) 92.14 =85.96kg / kmol塔底：Xw =0.024代入汽液平衡曲線方程得yw =0.07Mvwm =yw M苯 + (1-yw) M甲苯= 0.07 78.11 (10.07) 92.14 = 91.16kg/kmol =人漢皿苯+ (1-XwMM甲苯=0.024 78.11 (1-0.024) 92.1 91.80kg / kmol精餾段平均摩爾質量79.09 +85.96Mlm82.52kg/kmol278.531 +82.88Mvm80.

37、71kg/kmol2提餾段平均摩爾質量MVm91.16 82.88=87.02kg / kmolLm91.80285.96 =88.88kg/kmol3.4.4平均密度計算CD氣相平均密度精餾段:p _ 為MVm _108.56 江80.71Vm 一 RTm18.314 (87.365 273.15)=2.92kg/m3提餾段:117.66 匯 87.028.314 (101.505 273.15)=3.29kg/m3液相平均密度計算參照化學化工物性數(shù)據(jù)手冊有機卷第一版299頁芳烴密度表5苯-甲苯密度溫度（C）8090100110120苯的密度（kg/m3）814805791778763甲苯密

38、度（kg/m ）809801791780768tD =80.93C匚=813.95kg/m3訂=8 09. 0g m塔頂液相質量分率Wd= 0.96t7 =93.80 C(1 -wD)/ 訂 0.96/813.95 (1 -0.96)/809.08PA = 799.48kg/m3PB=7 96. 4g m=813.75kg /m3進料板質量分率由 x7 = 0.44 得 Wq = 0.40：Lq =Wq/匚 (1-Wq)/TB0.40/799.48 (1-0.40)/796.41-797.64kg/m3tW =109.21 CPa =781. 6:3 甬Pb = 780. 95 和塔釜液相質量

39、分率ww = 0. 0 23=780.96kg /mWw/ A (1-wW)/b0.02/781.63 (1 -0.02)/780.95精餾段液相平均密度為?Lm813.75797.64 = 805.70kg /m3提餾段液相平均密度為797.64 780.96 = 789.30kg/m33.4.5液相平均表面張力的計算液相平均表面張力計算式 二Lm -aXa 二BXB參照化學化工物性數(shù)據(jù)手冊有機卷第一版化學工業(yè)出版社305頁芳烴表面張力表6苯-甲苯的表面張力溫度t (C)8090100110120苯的張力（mN/n）21.2720.0618.8517.6616.49甲苯的張力（mN/m隹/（

40、mN/ m）21.6920.5919.9418.4117.31塔頂 tD =80.93c ；A=2 1.1r6N m :p = 2 1. 5r9N m6 yaxd 6(1-xD) =0.97 21.16 (1-0.97) 21.59=21.17mN/m 進料板 t7 =93.80ccA =19.60mN / m ；B=2 0. 17r2N m6 =；ax7 二b(1-x7)=0.44 19.60 (1-0.44) 20.172=19.92mN/m塔底tW=109.21 c二A =1 7. 7n6N m 匚B =1 8. 510N m精餾段液相平均表面張力21.17+19.92 ”一匚 二 L2

41、0.545mN/mm2提餾段液相平均表面張力”19.92+18.48二L19.20mN / mm26 Ax Bx = 0.024 17.76 (1-0.024) 18.50=18.48mN/m3.4.6塔的氣液負荷計算精餾段:V =(R 1)D =(1.98 1) 35.295=105.18k mol /hVs=5.188.71“81m3/s3600 G 3600 2.92VmL 二 RD =1.98 35.295 =69.88kmol/hL M LmLs叫 二 69.88 82.52 =1.99 10J3m3/s36003600 805.70提餾段：V 7 -(1 -q)F =105.18

42、-(1 -1.07) 80.21 =110.79kmol /hV = V MVmS3600Vm11079 87.27814m3/s3600 3.29L =L qF =69.88 1.07 80.21 = 155.70kmol / hLs_1550 88烏887 命3$/ 3600，Lm 3 6 0 07 8 9. 3 0第四章 精餾塔塔體工藝尺寸的計算4.1塔間距的初估表7塔板間距和塔徑的經驗關系塔徑D， m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.02.0-2.42.4塔板間距Ht， m0.2-0.30.3-0.350.35-0.450.45-0.60.5-0.8 0.642塔徑

43、的計算初選板間距Ht = 0.35m取板上液層高度h_ = 0.06mHt -hL =0.35-0.06 = 0.29m精餾段：令）寺5=（時）（豁。.5皿1,15.loOA.oti.tKMm閱 oD.0.0.o.d;).osQ ； O1! L_ -i.|片| i , jat)2 0.C3 4.C4 C.MO.tJaw 100. 20 O.W 0.4ft O.mn An I.iYi老密斯蕪聯(lián)圖圖4史密斯關聯(lián)圖查史密斯關聯(lián)圖得C2=0.06物系表面張力=20.545mN/m二 Lm 0.2Umax =C2o（io）壯一、=0.06（0.2嚴7-2生伽”2.92取安全系數(shù)f=0.8u = 0.8U

44、max 二 0.8m/s4Vs/ 47.81D s1.136m 1.2m nu 3.14x0.8按標準，塔徑圓整后為D=1.2mjt3 14實際塔截面積 A D2= 1.22 =：1.1304m244空塔氣速為uaVs0810.76m/s厲Af 1.1304 0.066Flv二（工）（Vs込0.54.871）（789.30）0.5 =o.o930.8143.29校驗：uH V 8故合理提餾段:取板間距Ht =0.4，板上液層咼度 h_ =0.05m貝U Ht hi. =0.35m查史密斯關聯(lián)圖得C20二0.067Lm、0.2Umax - C20 （丿L - VV-0.067 （空嚴20亦.30

45、9 = 1.027m/s3.29u =0.8umax = 0.822m/sD =4 0.814 =1.123m3.14 0.8220.814=0.765m/ s按標準，塔徑圓整后為 D=1.2m校驗：.65s符合要求降液管底隙高度ho取 ui = 0.07m/slw Uol1.99 10-30.72 0.07=0.039mhw -h0=0.008 0.006 符合要求b）提餾段:D=1.2m堰長 lw=0.66D = 0.61. 2=0. 72m溢流堰咼度hw = hL - howh_ = 0. om,2.84 h owLs 32.84E（亠）3二燈“1000 I1000w4.87 10360

46、0 ）3 = 0.024m0.72故 hw =hL - how = 0.05 - 0.024 = 0.026m降液管寬度Wd與截面積AfV 0.72= 0.6齊。12Af。58Wd=0.12D =0.12 1. 0.144m2Af =0.058At = 0.066m利用公式計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液面積T =Ls0.066 0.44.87 10-3=5.42s符合要求（大于3-5秒）降液管底隙高度ho取 ui0.35m/ s”4.87心0-3ho-0.019m符合要求l u , 0.72 漢 0.351 w fl4.4塔板布置4.4.1塔板的分塊因為D -800mm，故塔板采用分塊式

47、，塔板分為3塊表8塔板分塊散與塔徑的關系惰隔皿ru(0.55 sin0.391) =1.57m2 1800.554.5篩孔的尺寸及排列4.5.1篩孔數(shù)n與開孔率取篩孔孔徑d0 =5mm，正三角形排列，：=3mm碳鋼板取空中心距 t=3.5d0 =4 5 = 20mm=0.02m篩孔數(shù)“憐=哼耳=4533(塊)t20.022開孔率 =0.907(蟲)2 =0.907 0005 ： -0.05671.5設計不會發(fā)生明顯漏液Uow 6.02提餾段：ho J0.0056 0.13 0.05 -1.98 10 0.010789.3Uow =0.78 . 2 9.810.01 =5.353.29u 9 7

48、9 穩(wěn)定系數(shù)K二勺 二979 -1.831.5UOW 535465液泛為防止降液管液泛發(fā)生，應使Hd空“ht 山)取=0.65精餾段：(Ht hw) =0.65 (0.35 0.047) =0.258板上不設進口堰% =0.153UOl2 =0.153 0.077.497 10，m液面落差厶較小不計Hhp hw how hd ： =0.070 0.06 7.497 100.13mv0.258m該設計不會發(fā)生液泛提餾段：(Ht hw) =0.65 (0.4 0.026) = 0.277mhd =0.153uol 2 =0.153 0.352 =1.87 10mHd 二 hp hL 七=0.065

49、5 0.05 1.87 10 -0.1342m1漢 |23600Ls 3.0.7220.1175 2.076Ls3=0 94V厲-Af1.1304-0.066 s取霧沫夾帶極限值q為0.1kg液/ kg氣0.94VS即。.仁57血 (0 )3220 545-0.35-(0.1175 2.076Ls3)2解得 乂 = 1.557-13.70Ls33600 Lslw提餾段:hf =2.5(hw+hw)=2.5 hJ + 2.84X10；E取 E=1hw = 0.026mlw= 0. 72 m.21hf =2.5 乂 0.026 +2.84 x10*x1x3600 Ls-0.72VJ2= 0.065

50、 2.076Ls35.7 10JeUa1Ht -hf山二 At _AfVs0.94Vs(1.1304-0.066)0.94Vs取霧沫夾帶極限值q為01kg液/ kg氣即o.1= 57衛(wèi)1 (竺4勺-產19.20.4 -(0.0652.076Ls3)2解得 V； =2.197-13.60Ls 34.7.2液泛線Hd - HT hpLhd hp0whwhd精餾段:how =2.84 10E(3600L2 2 lw心84診2二 0.830LJhp = g 1%h；：h：；=2. 0 8 fm1 u0 2 I Vm h(2g)(Co)(J1.07Vs)1 qVs 2 :?Vm /1/=()()2()(

51、)(2g CoA=Lm 2 9.8 0.78 0.0892 2(hw l%w) =0.65 (0.047 0.830L)=0.031 0.540LJ22.92 =0.044Vs2805.7hphe h；=0.031 0.540LS3 0.044VS2 2.08 10 =0.044VS2 0.540LS3 0.0331hdLs= 0.153(亙)2 =0.153 (/)2 =194.04Ls2lwh00.72 9039代入出=論hw 二 hphowhwhd2整理得 Vs2 =7.202-31.14Ls3 - 4.41 103 Ls2提餾段:2 2 2how =2.84 10E(3600Ls/Lw

52、)W =2.84 10* 1 (3600Ls/0.72=0.830L?2 詁跌）2（瞪）（781105也22g Co Aohlhp2 2=-(hw how) =0.60 (0.026 0.830Ls) =0.0156 0.498Ls32 2-h1 hc -0.0156 0.498Ls3 0.051Vs2 1.98 10 -0.051Vs2 0.498Ls3 0.01758L 2Lu22心53(金八153 (i)=817.嘰Ls代入 Hd =Hthw =hphwhw hd2整理得 Vs2 = 7.50-26.04LsW-16.03 103 Ls24.7.3液相負荷上限線精餾段LsmaxH=66=

53、0.00462m3/s提餾段HT Af 0.4 0.066 “00528m3/s據(jù)此可作出氣體流量無關的垂直液相負荷上限線4.7.4漏液線h。=0.0056 0.13(hw * hQ -h；： =0.044Vs2卜 2精餾段：h0 =0.044Vs2hw h0 = 0.047 0.830Ls3代入得Vs2 =2.452Ls0.219F2提餾段：h0 =0.051Vs代入得h w how = 0.026 0.830Ls32乂2 =0.137 2.116Ls34.7.5液相負荷下限線以w = 0.006m作為最小液體負荷標準2% 益E(T =-006m30.001000 -0.72“鼻 2 /得

54、Lsmin - ()6.14 10 m / s2.843600據(jù)此可液相負荷下限線4.7.6負荷性能圖V1 2618精餾段操作彈性：二1二5.05Vsmin0.2499霧沫夾帶線液泛線鼻液相負荷下限X.液相上線=漏液線稍謖段操作線圖11精餾段氣液負荷性能圖Vsmin0.167提餾段彈性：Vsmax二 四59二5.303.532.521.510.50霧沫夾帶線液泛線液相上線漏液線提餾段操作線00.0020.0040.0060.0080.01圖12提餾段氣液負荷性能圖第五章輔助設備的設計5.1接管5.1.1進料管進料管的結構類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T形進料管。本設計采用直管進料管。F=

55、80.21Kmol/h ,80C時，經查表得A =815.0Kg / m 訂=810.0Kg/m計算得 L=812.0Kg/m則體積流量f mf 嚴盹528 ” 10-m/sL 3600812 3600取管內流速Uf -1.5m/s則管徑 dF 二 4Lf4 2.37 10” = 0.045m =45mm 和“ W 兀玄1.5取進料管為規(guī)格 50X 2.5的熱軋無縫鋼管。5.1.2回流管采用直管回流管液體流量 LS =1.99 10；m/s取管內流速uR =1.5m/s則回流管直徑 dR4Ls4 1.99 10= 0.04mY 兀 Ur V 3.14H.5取回流管規(guī)格為45 2.5的熱軋無縫鋼

56、管5.1.3塔頂蒸汽出料管取管內蒸汽流速uv =16m/sI4VT4x0.81 一c 一dp0.254m 二 254mmp l 二 uv 3.14 16取塔頂蒸汽出料管規(guī)格為273 9的熱軋無縫鋼管5.1.4塔釜出料管3塔底 w=30kmol/h平均密度 =785.4kg / m平均摩爾質量M = 91.05kg/kmol體積流量:LswM LWM?LM44.195 91.80780.96 3600= 1.47 10m/ s取管內流速uw =0.5m/ sM.4L【4 匯 147 10貝U dw = J= J.= 0.06m = 60mmY 兀 uw 3.14X0.5可取塔釜出料管規(guī)格為68

57、4的熱軋無縫鋼管5.1.5再沸器返塔蒸汽管uV =15m/sdvVs廠而巾263口= 263mm，二 uv. 3.14 15可取再沸器返塔蒸汽管規(guī)格為273 5的熱軋無縫鋼管5.2冷凝器塔頂溫度tD=80.93C冷凝水ti=25C t2=40C-ti =t -1| = 80.93 - 25 = 55.93C-t2 = tD t2 = 80.9340 = 40.93CIn40-25,55.93 In40.93= 48.04由tD=80.93C查液體比汽化熱共線圖得苯二393.4KJ / kg又氣體流量Vs=0.81m3/s塔頂被冷凝量 q=VsfVM=0.81 2.92 = 2.3652kg/s

58、冷凝的熱量 Q =q 苯二2.3652 393.4 =930.47kJ/s取傳熱系數(shù)K=600W/iik，則傳熱面積930.47 1032.28m2KMm 60048.04Q930 47冷凝水流量 w CpG2F= 14.84kg /s根據(jù)JB/T 4714-92選擇固定管板式管殼換熱器，換熱管為 19mm，公稱直徑DN=450mm，公稱壓力PN=1.00MPa,管程數(shù)N=2，管子根n=220，中心排管數(shù)為16,管程流通面積為0.0194m2，換熱管長度3000mm,換熱面積為38.1m25.3再沸器塔底溫度tw=109.21C用t1=135C的蒸汽，釜液出口溫度t2=112C則 二t1 -t

59、w =135-109.21 =25.79 Cl2 - ti -1?二 135 -112 = 23 CAti 加225 7923：tm 二12 二=24.37 CIn (AtjAt2) In (25.79/23)由tw=109.21C查液體比汽化熱共線圖得苯=371.89kJ/kg又氣體流量 Vs0.814m3/s 密度=3.29kg/m3則 qm =Vs i vm - 0.814 3.29 = 2.678 Kg / sQ 二 qm 苯=2.678 371.89=995.94kJ / s取傳熱系數(shù)K=600W/&，3則傳熱面積 A = 995.94 1068.11m2KMm60024.37加熱蒸

60、汽的質量流量 W Q 995.94 -10.35kg/sCp(E12)4.1873根據(jù)JB/T 4714-92選擇固定管板式管殼換熱器，換熱管為19mm，公稱直徑DN=450mm，公稱壓力PN=1.00MPa,管程數(shù)N=4,管子根數(shù)n=200,中心管數(shù)16，管程流通面積為0.0088 m2，換熱管長度6000mm，換熱面積為70.4 m2。5.4泵5.4.1進料泵進料管徑 dF 二 *4 2.37 1屮=0.045m=45mm FY 1.5取進料管徑規(guī)格50 X 2.5的油泵查得tF -80 C時% =0.308mPas= 0.311mPa *sJF W (1-XfNb= 0.44 0.308