化工原理課程設(shè)計(jì)苯—甲苯精餾塔設(shè)計(jì)

1、化 工 原 理課 程設(shè)計(jì)任務(wù)書學(xué)校：太原科技大學(xué)指導(dǎo)老師：班級(jí)：工藝0741姓名：學(xué)號(hào)： 苯甲苯精餾塔設(shè)計(jì) 目 錄一、摘要二、前言三、設(shè)計(jì)任務(wù)和條件四、設(shè)計(jì)計(jì)算（1）設(shè)計(jì)方案的確定（2）精餾塔的物料衡算 1、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)2、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量3、物料衡算（3）塔板數(shù)的確定 1、理論板n的確定2、實(shí)際板層數(shù)的求取（4）精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算1、操作壓力2、操作溫度3、平均摩爾質(zhì)量4、平均密度5、液相平均表面張力6、液相平均黏度五、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算1、塔徑的計(jì)算2、精餾塔有效高度的計(jì)算 溢流裝置六、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算1、溢流裝置的計(jì)算

2、2、塔板布置及浮閥數(shù)目與排列七、塔板流體力學(xué)驗(yàn)算1、氣相通過浮閥踏板的壓降2、淹塔 3、霧沫夾帶八、塔板負(fù)荷性能圖 1、霧沫夾帶線2、液泛線3、液相負(fù)荷上限線4、漏液線5、液相負(fù)荷下限線九、塔附件設(shè)計(jì)1、接管進(jìn)料管2、法蘭3、筒體與封頭4、人孔十、提餾段的設(shè)計(jì)計(jì)算（一）精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算1、操作壓力2、操作溫度3、平均摩爾質(zhì)量4、平均密度5、液相平均表面張力6、液相平均黏度十一、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算1、塔徑的計(jì)算2、精餾塔有效高度的計(jì)算 溢流裝置十二、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算1、溢流裝置的計(jì)算2、塔板布置及浮閥數(shù)目與排列十三、塔板流體力學(xué)驗(yàn)算1、氣相通過浮閥踏板的壓降2、淹

3、塔 3、霧沫夾帶十四、塔板負(fù)荷性能圖 1、霧沫夾帶線2、液泛線3、液相負(fù)荷上限線4、漏液線5、液相負(fù)荷下限線十五、塔附件設(shè)計(jì)1、接管進(jìn)料管2、法蘭3、筒體與封頭4、人孔十六、參考文獻(xiàn)十七、設(shè)計(jì)心得及設(shè)計(jì)過程的評(píng)述和討論一、摘 要塔設(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)氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進(jìn)行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級(jí)接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（也有并流向下者）與液相接觸進(jìn)行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成沿塔高連續(xù)變化，屬

4、微分接觸操作過程。工業(yè)上對(duì)塔設(shè)備的主要要求是：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳熱、傳質(zhì)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，材料耗用量少；（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。板式塔大致可分為兩類：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩板、新型垂直篩板、蛇形、s型、多降液管塔板；（2）無降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)應(yīng)用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等關(guān)鍵字 精餾塔；浮閥塔；板式精餾塔；化工生產(chǎn) 二、前 言 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，

5、在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量劑的驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)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(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時(shí)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，實(shí)現(xiàn)苯甲苯的分離。精餾塔是大型的設(shè)備組裝件，分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔又有篩板塔、泡罩塔、浮閥塔等。鑒于設(shè)計(jì)任務(wù)的處理量不大，苯甲苯體系比較易于分離，待處理料液清潔的特點(diǎn)，設(shè)計(jì)決定選用篩板塔。篩板塔是生產(chǎn)中最常用的板式塔之一。板式塔具有結(jié)構(gòu)簡單，制造和維修方便，生產(chǎn)能力大，塔

6、板壓降板效率較高等優(yōu)點(diǎn)。1、精餾及精餾流程精餾是多級(jí)分離過程，即同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝的過程。因此可是混合物得到幾乎完全的分離。精餾可視為由多次蒸餾演變而來的。精餾操作廣泛用于分離純化各種混合物，是化工、醫(yī)藥、食品等工業(yè)中尤為常見的單元操作?；こ僧a(chǎn)中，精餾主要用于以下幾種目的:1)獲得餾出液塔頂?shù)漠a(chǎn)品；2)將溶液多級(jí)分離后，收集餾出液，用于獲得甲苯，氯苯等；3)脫出雜質(zhì)獲得純凈的溶劑或半成品，如酒精提純，進(jìn)行精餾操作的設(shè)備叫做精餾塔。精餾過程中采用連續(xù)精餾流程，原料液經(jīng)預(yù)熱器加熱到指定溫度后，送入精餾塔的進(jìn)料板，在進(jìn)料板上與自塔頂上部下降的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器

7、中。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過程。操作時(shí)，連續(xù)地從再沸器取出部分液體作為塔底產(chǎn)品，部分汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中被全部冷凝，并將部分冷凝液用泵送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)冷卻器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。根據(jù)精餾原理可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，必須同時(shí)擁有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時(shí)還有配原料液，預(yù)熱器、回流液泵等附屬設(shè)備，才能實(shí)現(xiàn)整個(gè)操作。2、.精餾的分類按操作方式可分為:間歇式和連續(xù)式，工業(yè)上大多數(shù)精餾過程都是采用連續(xù)穩(wěn)定的操作過程。化工中的精餾操作大多數(shù)是分離多組分溶液。多組分精餾的特點(diǎn)：1)能保證產(chǎn)品質(zhì)量，滿足工藝要

8、求，生產(chǎn)能力大；2)流程短，設(shè)備投資費(fèi)用少；3)耗能量低，收率高，操作費(fèi)用低；4) 操作管理方便。 3、精餾操作的特點(diǎn) 從上述對(duì)精餾過程的簡單介紹可知，常見的精餾塔的兩端分別為汽化成分的冷凝和液體的沸騰的傳熱過程，精餾塔也就是一種換熱器。但和一般的傳熱過程相比，精餾操作又有如下特點(diǎn)：1)沸點(diǎn)升高 精餾的溶液中含有沸點(diǎn)不同的溶劑，在相同的壓力下溶液的蒸汽壓較同溫度下純?nèi)軇┑钠瘔旱停谷芤旱姆悬c(diǎn)高于醇溶液的沸點(diǎn)，這種現(xiàn)象稱為沸點(diǎn)的升高。在加熱汽化溫度一定的情況下，汽化溶液時(shí)的傳熱溫差必定小于加熱純?nèi)軇┑募儨夭?，而且溶液的濃度越高，這種影響也越顯著。2)物料的工藝特性 精餾溶液本身具有某些特性，如

9、某些物料在加入到溶液中時(shí)可與溶液中的某一組分或幾組分形成恒沸液等。如何利用物料的特性和工藝要求，選擇適宜的精流流程和設(shè)備是精餾操作彼此需要知道和必須考慮的問題。3)節(jié)約能源 精餾汽化的溶劑量較大，需要消耗較大的加熱蒸汽。如何充分利用熱量提高加熱蒸汽的利用率是精餾操作需要考慮的另一個(gè)問題。4.塔板的類型與選擇塔板是板式塔的主要構(gòu)件，分為錯(cuò)流式塔板和逆流式塔板兩類 ，工業(yè)應(yīng)用以錯(cuò)流式 塔板為主，常用的錯(cuò)流式塔板有：泡罩塔板、篩孔塔板和浮閥塔板。我們應(yīng)用的是浮閥塔板，因?yàn)樗窃谂菡炙搴秃Y孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩種塔板的優(yōu)點(diǎn)。它具有結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，造價(jià)低；塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大；由

10、于閥片可隨氣量變化自由升降，故操作彈性大，因上升氣流水平吹入液層，氣液接觸時(shí)間較長，故塔板效率較高。三、設(shè)計(jì)任務(wù)和條件1年處理含苯35%質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同的苯甲苯混合液3.8萬噸。2產(chǎn)品苯含量不低于95%。3殘液中苯含量不高于4%。4操作條件精餾塔的塔頂壓力 4kpa表壓進(jìn)料狀態(tài) 40冷夜回流比 2.33加熱蒸汽壓力 101.325kpa表壓單板壓降 不大于0.70kpa表壓全塔效率 et=52%5設(shè)備型式 浮閥塔f1型6廠址 太原地區(qū)7設(shè)備工作日 300天年，24h連續(xù)運(yùn)行8太原地區(qū)夏天水溫 16189太原地區(qū)的當(dāng)?shù)卮髿鈮?92kpa絕壓四、 設(shè)計(jì)計(jì)算一設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯和甲苯混合

11、物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用常壓下的連續(xù)精餾裝置。本設(shè)計(jì)采用過冷液體進(jìn)料，通過管路進(jìn)入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液再泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送入儲(chǔ)罐。該物系是易分離物系，最小回流比比較小，操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔夫采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。二精餾塔的物料衡算1、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)苯的摩爾質(zhì)量 =78kgkmol甲苯的摩爾質(zhì)量 =92kgkmol原料液的輕組分分別為： = 2、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)物的平均摩爾質(zhì)量 =0.4178+0.6992=31.98+54.28=86kgkmol =0.9678+0.0

12、492=74.88+3.68=79kgkmol = 0.04778+0.95392=3.666+87.676=91kgkmol3、物料衡算 即：=380000003002479+ 0，41=3800000030024790.96+0.047 解之得=168.4kmolh =101.6kmolh =66.8kmolh一、 塔板數(shù)的確定1、 理論板層數(shù)的確定t80.184889296102104108110.6x10.8160.6510.5040.8730.2560.1520,0570y10.9190.8250.7170.5940.4550.3000.1250又苯、甲苯為理想物系。由p75表10-

13、3取=2.6+2.352=2.475對(duì)應(yīng)則=0.63泡點(diǎn)=94露點(diǎn)t=95又=0.411.704+0.591.70=0.69864=1.70將物料液由40升至94所需要的熱量q= =861.70=7894.8kjkmol再將飽和液體升溫至飽和蒸汽所需熱量q=32450.5kjkmol則q=1.24則q線斜率k=5.171、 求最小回流比及操作回流比平衡線：y=q線： y=5.17x-1.71以上兩式聯(lián)立解得：x=0.4 y=0.62故=0.340.22=1.55實(shí)際操作回流比r=1.55=2.332、 求精餾塔的氣液負(fù)荷=2.3366.8=155.6kkmolh=2.33+166.8222.4

14、kmolh3、 圖解法求理論版層數(shù)假設(shè)et=0.52，則=14.其中=8，進(jìn)料版=7.實(shí)際板數(shù)的求取精餾段的實(shí)際板數(shù)=60.52=11.5=12 =80.52=15.3=15總實(shí)際板層數(shù)n=n+n =12+15=27五、 精餾塔的工藝條件及相關(guān)性質(zhì)數(shù)據(jù)的計(jì)算1、 壓強(qiáng)：塔頂壓力=92+4=96lpa 每層塔板的壓降p=0.7kpa 進(jìn)料板壓降=96+0.712=104.4kpa 精餾段的平均壓降=94+104.42=100.2kpa 塔底壓力p=pd+0.727=114.9kpa2、溫度：t塔頂塔底進(jìn)料版x0.960.0470.41x0.040.9530.59物質(zhì)abc苯6.030551211

15、.033220.79甲苯6.079541344.8219.482塔頂、塔底、進(jìn)料板的溫度用試差法求之：塔頂溫度：假設(shè)=79.2則=6.03055=6.030554.03691=1.99 =6.07954=6.079544.50245=1.58 =0.9697.70.0438.095.312kpa 此時(shí)與實(shí)際壓強(qiáng)相差無幾，所以=79.4進(jìn)料板溫度：假設(shè)=96則=6.03055=6.030553.82282=2.21 =6.07954=6.079544.26268=1.82 =0.41162.20.5966.1=105.4kpa 誤差太大，不符。 假設(shè)=97則=6.03055=6.030553.8

16、1080=2.22 =6.07954=6.079544.249211.83 pf=0.411660.5967.6=68.0639.9=107.9kpa* 誤差太大，不符。 假設(shè)=95.6,=6.03055=6.030553.82766=2.2 =6.07954=6.079544.26809=1.81 pf=0.41158.50.5964.6=64.98538.114103kpa 此時(shí)與實(shí)際壓強(qiáng)相差無幾，所以td=95.7塔底溫度：假設(shè)t=113則=6.03055=6.030553.62813=2.40 =6.07954=6.079544.04474=2.03 =0.047251.20.9531

17、07.2=11.8102.2=114kpa 此時(shí)與實(shí)際壓強(qiáng)相差無幾，所以td=113故精餾段的平均溫度tm=79.495.772=87.553、 塔頂塔底的相對(duì)揮發(fā)度 塔頂： =6.03055=6.030554.03422=2 =6.07954=6.079544.49943=1.58 = 塔底：=6.03055=6.030553.62813=2.42 =6.07954=6.079544.04473=2.03 = 則全塔的平均相對(duì)揮發(fā)度=2.484、 液相平均粘度10=x10 塔頂液相平均粘度：由=79.4查附錄4得=0.31mpas =0.3mpas 則=0.960.310.0470.3=0.

18、29760.012=0.310mpas進(jìn)料板液相平均粘度：由t=95.7查附錄4得=0.27mpas =0.26mpas 則=0.410.270.590.260.11070.1574=0.264mpas塔底液相平均粘度：由t=113查附錄4得=0.21mpas =0.20mpas 則=0.0470.210.9530.2=0.009870.1906=0.2mpas全塔平均=0.310.2640.23=0.2585、 校核塔板效率=0.490.2582.48=0.5476、 平均摩爾質(zhì)量塔頂氣液混合物的平均摩爾質(zhì)量有x=y=0.96，所以x=0.907 =0.96780.049274.883.68

19、=78.56kmol =0.907780.0939270.7468.55679.3kmol進(jìn)料板氣液混合物平均摩爾質(zhì)量 m=0.41780.599231.9854.2886.26kmol精餾段氣液混合物的平均摩爾質(zhì)量 m=78.56kmol m=79.386.262=82.78kmol氣液相的平均密度1 氣相平均密度pv=nrt =2.62kg2 液相平均密度：由=79.4查得=810 kg，=795 kg =10.968100.04795=10.0011850.00005=809.72kg3 進(jìn)料板液相平均密度：由t=95.7查的=795 kg， =790kg =10.357950.6579

20、0=10.000440.00082=793.7kg精餾段液相平均密度=809.3793.72=801.5 kg8、 液相平均表面張力液相平均表面張力計(jì)算公式；=塔頂液相平均表面張力由=79.4，查附錄四得=21.410nm =22.010 nm =0.9621.40.0422=20.5440.88=21.4210 nm進(jìn)料板液相平均表面張力;由t=95.7查附錄四可得=20.010nm =21.010 nm =0.41200.5921=8.212.39=20.5910 nm精餾段液相平均液相張力=21.4220.592=21.010 nm 六、 精餾塔的塔體工藝尺寸的計(jì)算精餾段的氣液相體積流率

21、為q=222.478.5636002.62=1.852 q=155.682.783600809.3=0.0044c由式340求取，其中c由圖33查取，圖中橫坐標(biāo)為 =0.0418取板間距=0.45m，板上液層高度h=0.05m則h=0.450.05=0.4m查圖33得c=0.085 c= c=0.0852120=0.086 u= c=0.086=1.51ms取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為u=0.61.51=0.905 ms2）塔徑d=1.61按標(biāo)準(zhǔn)圓整塔徑為d=1.8m塔截面積為a=2.54實(shí)際空塔氣速u=0.729ms2、 精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為 =12-10.45=4.95

22、m提留段有效高度為 z=1510.456.3m在進(jìn)料板處及提流段各開一個(gè)小孔，其高度均為0.8m，故精餾塔的有效高度為 z=+0.82=4.95+6.3+1.6=12.85m七、 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算1、 溢流裝置的計(jì)算因塔徑d=1.8m2m，可選用單溢流形弓形降液管，采用凹形受液盤，各項(xiàng)計(jì)算如下;1) 堰長l取l=0.66d=0.661.8=1.188m2) 溢流堰高度h=hh選用平直堰，堰上液層高度h=近似取e=1，則h=0.016m取板上液層高度h=0.05m，故hh=0.050.016=0.034m3）弓形降液管寬度w及截面積a，由，查圖35可得,.故a=0.0722a=0.0722

23、2.540.183 w=0.124d=0.1241.8=0.2232m依式341驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間，即 =故降液管合理。4)降液管，計(jì)算公式h=0.0463m又0.05hh0.1h即0.034h0.984故取h=0.53，此時(shí)滿足條件。2、 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列取閥孔動(dòng)能因數(shù)f=9，用式347求空速u，即 u=5.56ms依式348求每層塔板上的浮閥數(shù)，即 n=279取邊緣區(qū)寬度w=0.05m，破沫區(qū)寬度w=0.08m，依式345計(jì)算鼓泡區(qū)面積即 a=r=d2=1.820.05=0.85mx=d2w=1.820.22320.08=0.5968ma=0.742浮閥排列方式采用等腰三

24、角形叉排，取同一橫排得孔心距t=75mm=0.075m，則可按下式估算排間距t=若閥的空動(dòng)能因數(shù)f=12，用式347求空速u即 u=ms依式348求每層塔板上的浮閥數(shù)，即 n=取邊緣區(qū)寬度w=0.05m，破沫區(qū)的寬度ws=0.1m，依式345計(jì)算鼓泡區(qū)的面積a=r=d2w=1.820.05=0.85mx=d2wdws=1.820.22320.1=0.57768ma=0.742浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排得孔心距t=75mm=0.075m，則可按下式估算排間距t=塔層采用分塊室塔板，按孔心距t=75mm，板間距t=40mm，以等腰三角形叉排方式作圖。鑒于塔的直徑很大，可按孔心距t=

25、75mm，板間距t=80mm，得實(shí)際的浮閥數(shù)目n=262個(gè)。按n=262重新核算孔速即閥的動(dòng)能因數(shù)： u=msf=u=5.92=9.58閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不是很大，仍在912的范圍里，故設(shè)計(jì)合理。塔板開孔率=八、 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算1、 氣相通過浮閥塔板的壓降可根據(jù)式349計(jì)算塔板壓降，即h=h+1） 干板阻力 由式352先計(jì)算臨界空速，即u=ms 因uu，故h可按式350計(jì)算，即h=m2） 板上充氣液層阻力h 本設(shè)計(jì)分離本和甲苯的混合液，即液相為碳?xì)浠衔铩９士扇〕錃庀禂?shù)=0.5.依式353計(jì)算。即h=h=0.50.05=0.025m3）克服表面張力所造成的阻力h。因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，其h很小，

26、可忽略不計(jì)。因此氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降相當(dāng)于液柱高度為：h=0.034+0.025=0.059m 單板壓降2、 淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中液層高度hh+h。h可用下式計(jì)算，即h=1） 與氣體通過降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮=0.059m2） 液體通過降液管的壓頭損失h因不設(shè)進(jìn)口堰，故可按式362計(jì)算。即 h=0.1533） 板上液層高度 取h=0.05m 因此，h=0.059+0.00098+0.05=0.11m取=0.5 ，h=0.45m，h=0.034m 則h+ h=0.50.45+0.034=0.242m 可見hh+ h，符合防止淹塔的要求，故設(shè)計(jì)合理。3、 霧沫夾

27、代按式358及式359計(jì)算泛點(diǎn)率f板上液體流徑長度z=d2w=1.82=1.35 36m板上液流面積a=2.542=2.174m苯和甲苯可按正常系統(tǒng)，按表33取物性系數(shù)k=1.0，又由圖310查的泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)c=0.112,將以上數(shù)值帶入358得 f= = = =46.9又按式359計(jì)算泛點(diǎn)率，得 f= = = =55.9計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足0.1kg液kg氣的需求。九、 塔板負(fù)荷性能圖1、 霧沫夾帶線按式358作出，即f=對(duì)于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中均為已知的值，相應(yīng)與0.1的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將已知數(shù)據(jù)帶入上式，便得出qq的關(guān)系式。據(jù)此作出霧沫夾

28、帶線按泛點(diǎn)率=80計(jì)算如下： 即q=霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)q值，依上式算出相應(yīng)的q值列與附表中。 霧沫夾帶線數(shù)據(jù) qs0.0010.002qs3.373.342、 液泛線由h+ h=確定液泛線忽略式中的h項(xiàng)，將式362 式342 式350 式351及h=帶入上式可得到： h+ h =物系一定，塔板構(gòu)結(jié)尺寸一定，則等均為定值，而u與q又有如下關(guān)系。即 u=式中閥孔數(shù)與孔徑d亦為定值，因此，可將上式簡化得： q=21.9-309.1q-99.2在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)q值，依上式算出相應(yīng)的q值列于下表 液泛線數(shù)據(jù)qs0.00050.0010.0020.004qs4.614.574.

29、514.41 3、 液相符合上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于35s，依式341知液體在降液管的停留時(shí)間為 =35s求出上限液體流量q值（常數(shù)），在qq圖上，液相符合上限線為與氣體流量q無關(guān)的豎直線。以=5s作為液體在降液管中停留時(shí)間為下限，則 （ q）=m4、 漏夜線對(duì)于f型重閥依f=u=5計(jì)算，則u=又知q=式中d，n,均為已知數(shù)。故由此式可求出氣相負(fù)荷q的下限值。據(jù)此作出與液相流量無關(guān)的水平漏夜線。以f=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則（q）=0.97 m5、 液相負(fù)荷下限線 取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，依下列的計(jì)算式 6、 計(jì)算出q的下限值，依次作出液相負(fù)荷下限

30、線。該線與氣相流量無關(guān)的豎直線。 取e=1則 m根據(jù)本題附表1，附表2以及式3式5可分別作為塔板符合性能圖上的15共5條線。由塔板符合性能圖可以看出：1） 在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)a（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在適宜操作區(qū)域內(nèi)的適中位置。2） 踏板的氣液負(fù)荷上限完全由霧沫夾帶控制。按照固定的液氣比，由附圖2查出塔板的氣相負(fù)荷上限 m， m，所以操作彈性=將計(jì)算結(jié)果匯總于附表3中 附表3 浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果項(xiàng)目數(shù)值及說明備注塔徑dm1.8 分塊式塔板等腰三角形叉排指同一橫排的孔心距。指相鄰兩橫排的中線的距離。霧沫帶控制漏液控制 板間距hm0.45塔板型式單溢流形，弓形降液管空塔氣速ums0.729堰長

31、m1.188堰高0.034板上液層高度0.05降液管底隙高度0.0463浮閥數(shù)262閥孔氣速ums7.41閥孔動(dòng)能因數(shù)9.58臨界閥孔氣速6.022孔心距0.075排間距0.08單板壓降700液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間18.72降液管內(nèi)清液層高度0.11泛點(diǎn)率46.9氣相負(fù)荷上限3.09氣相負(fù)荷下限0.97操作彈性3.18十、提餾段設(shè)計(jì)計(jì)算：1、提餾段的氣液負(fù)荷故提餾段的操作線方程為 = =1.316由塔底可知，又此時(shí)故塔底氣液混合物的平均摩爾質(zhì)量 =0.109kmol =0.097kmol進(jìn)料板氣液混合物平均摩爾質(zhì)量 由圖解理論板（附圖1）可得，查平衡曲線得 =kmol=0.4kmol提餾段氣

32、液混合物的平均摩爾質(zhì)量 =（90.5+82.3）2=86.4kmol =90.6+86.42=88.5kmol2、液相平均粘度10=xi10進(jìn)料板液相平均粘度：由=95.7查附錄4得=0.27mpas =0.26mpas 則=0.410.270.590.260.11070.1574=0.264mpas塔底液相平均粘度：由=113查附錄4得=0.21mpas =0.20mpas 則=0.0470.210.9530.2=0.009870.1906=0.2mpas全塔平均=0.310.2640.23=0.258提餾段平均黏度為2=0.23 ms3、氣液相的平均密度4 氣相平均密度pv=nrt =kg

33、5 液相平均密度：由查得=735kg，=745 kg =kg6 進(jìn)料板液相平均密度：由=95.7查的=795 kg，=790kg =10.357950.65790=10.000440.00082=793.7kg精餾段液相平均密度=738.6793.72=766.2 kg4、液相平均表面張力液相平均表面張力計(jì)算公式；=xi塔底液相平均表面張力由，查附錄四得=18.110nm =18.710 nm =0.04710 nm進(jìn)料板液相平均表面張力;由=95.7查附錄四可得=20.010nm =21.010 nm =0.41200.5921=8.212.39=20.5910 nm精餾段液相平均液相張力=

34、18.6720.592=19.6310 nm 十一、提餾塔的塔體工藝尺寸的計(jì)算1、 塔徑的計(jì)算1） 最大空塔氣速和空塔氣速。最大空塔氣速得計(jì)算公式：提餾段的氣液相體積流率為q=2.04 q=c由式340求取，其中c由圖33查取，圖中橫坐標(biāo)為 取板間距ht=0.45m，板上液層高度h=0.05m則hth=0.450.05=0.4m查圖33得c=0.08 c= c=0.0819.0320=0.0797 u= c=0.0797ms取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為u=0.6u=0.6 ms2）塔徑d=按標(biāo)準(zhǔn)圓整塔徑為d=2.0m塔截面積為a=3.14實(shí)際空塔氣速u=0.650ms十二、塔板主要工藝尺寸

35、的計(jì)算3、 溢流裝置的計(jì)算因塔徑d=2m，可選用單溢流形弓形降液管，采用凹形受液盤，各項(xiàng)計(jì)算如下;3) 堰長 取=0.66d=0.662=1.32m4) 溢流堰高度h=hh選用平直堰，堰上液層高度h=近似取e=1，則h=0.0274m取板上液層高度h=0.05m，故hh=0.050.0274=0.0226m3）弓形降液管寬度w及截面積a，由，查圖35可得,.故a=0.0722a=0.07223.140.227 w=0.124d=0.1242=0248m依式341驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間，即 =故降液管合理。4）降液管底隙高度h計(jì)算公式如下：h=m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理，此時(shí)滿足條件。4、

36、 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列取閥孔動(dòng)能因數(shù)f=10，用式347求空速u，即 u=5.69ms依式348求每層塔板上的浮閥數(shù)，即 n=取邊緣區(qū)寬度w=0.06m，破沫區(qū)寬度w=0.07m，依式345計(jì)算鼓泡區(qū)面積即 a=r=d2=220.06=0.94mx=d2wdws=220.248+0.07=0.682ma=0.857浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排得孔心距t=75mm=0.075m，則可按下式估算排間距t=由于塔的直徑很大，可按照同一橫排孔心距t=75mm，板間距t=80mm，以等腰三角形叉排方式作圖可得閥數(shù)n=384個(gè)按n=384重新核算孔速及閥的動(dòng)能因數(shù) u= f=此時(shí)閥的動(dòng)能

37、因數(shù)不在規(guī)定的范圍里，故可在適當(dāng)減少閥的數(shù)目按n=320重新核算： u= f=此時(shí)閥孔動(dòng)能因數(shù)在912范圍內(nèi)，符合條件。塔板流體力學(xué)驗(yàn)算塔板開孔率=十三、塔板流體力學(xué)驗(yàn)算4、 氣相通過浮閥塔板的壓降可根據(jù)式349計(jì)算塔板壓降，即h=h+3） 干板阻力 由式352先計(jì)算臨界空速，即u=ms 因uu，故h可按式350計(jì)算，即h=m4） 板上充氣液層阻力h 本設(shè)計(jì)分離本和甲苯的混合液，即液相為碳?xì)浠衔铩９士扇〕錃庀禂?shù)=0.5.依式353計(jì)算。即h=h=0.50.05=0.025m3）克服表面張力所造成的阻力h。因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，其h很小，可忽略不計(jì)。因此氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降相當(dāng)于液柱高度為

38、：h=0.035+0.025=0.06m 單板壓降5、 淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中液層高度h+h。可用下式計(jì)算，即=1） 與氣體通過降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮=0.06m2） 液體通過降液管的壓頭損失h因不設(shè)進(jìn)口堰，故可按式362計(jì)算。即 h=0.1533） 板上液層高度 取h=0.05m 因此，=0.06+0.00098+0.05=0.11098m取=0.5 ，h=0.45m，h=0.0226m 則h+ h=0.50.45+0.0226=0.236m 可見h+ h，符合防止淹塔的要求，故設(shè)計(jì)合理。6、 霧沫夾代按式358及式359計(jì)算泛點(diǎn)率f板上液體流徑長度z=d2w=1

39、.82=1.504m板上液流面積a=30142=2.686m苯和甲苯可按正常系統(tǒng)，按表33取物性系數(shù)k=1.0，又由圖310查的泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)c=0.112,將以上數(shù)值帶入358得 f= = =48.5又按式359計(jì)算泛點(diǎn)率，得 f= = =44.9計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足0.1kg液kg氣的需求。十四、塔板符合性能圖7、 霧沫夾帶線按式358作出，即f=對(duì)于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中均為已知的值，相應(yīng)與0.1的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將已知數(shù)據(jù)帶入上式，便得出qq的關(guān)系式。據(jù)此作出霧沫夾帶線按泛點(diǎn)率=80計(jì)算如下： 即q=霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)

40、q值，依上式算出相應(yīng)的q值列與附表中。 霧沫夾帶線數(shù)據(jù) qs0.0010.002qs3.963.938、 液泛線由h+ h =確定液泛線忽略式中的h項(xiàng)，將式362 式342 式350 式351及h=帶入上式可得到： h+ h =物系一定，塔板構(gòu)結(jié)尺寸一定，則等均為定值，而u與q又有如下關(guān)系。即 u=式中閥孔數(shù)與孔徑d亦為定值，因此，可將上式簡化得： 0.2021=0.007519q+8.1185q+0.8316在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)q值，依上式算出相應(yīng)的q值列于下表 液泛線數(shù)據(jù)qs0.00050.0010.0020.004qs5.125.085.014.91 9、 液相符合上限線液體的最大流量

41、應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于35s，依式341知液體在降液管的停留時(shí)間為 =35s求出上限液體流量q值（常數(shù)），在qq圖上，液相符合上限線為與氣體流量q無關(guān)的豎直線。以=5s作為液體在降液管中停留時(shí)間為下限，則 （ q）=m10、漏夜線對(duì)于f型重閥依f=u=5計(jì)算，則u=又知q=式中d，n,均為已知數(shù)。故由此式可求出氣相負(fù)荷q的下限值。據(jù)此作出與液相流量無關(guān)的水平漏夜線。以f=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則（q）=1.09 m11、液相負(fù)荷下限線 取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，依下列的計(jì)算式 12.計(jì)算出q的下限值，依次作出液相負(fù)荷下限線。該線與氣相流量無關(guān)的豎直線。 取e=1則 m

42、根據(jù)本題附表1，附表2以及式3式5可分別作為塔板符合性能圖上的15共5條線。由塔板符合性能圖可以看出：3） 在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)a（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在適宜操作區(qū)域內(nèi)的適中位置。4） 踏板的氣液負(fù)荷上限完全由霧沫夾帶控制。按照固定的液氣比，由附圖2查出塔板的氣相負(fù)荷上限m， m，所以操作彈性=將計(jì)算結(jié)果匯總于附表3中 附表3 浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果項(xiàng)目數(shù)值及說明備注塔徑dm2.0 分塊式塔板等腰三角形叉排指同一橫排的孔心距。指相鄰兩橫排的中線的距離。霧沫帶控制漏液控制 板間距hm0.45塔板型式單溢流形，弓形降液管空塔氣速ums0.7512堰長m1.32堰高0.0226板上液層高度0.05降液管底隙高度0.0104浮閥數(shù)320閥孔氣速ums7.41閥孔動(dòng)能因數(shù)9.38臨界閥孔氣速5.660孔心距0.075排間距0.08單板壓降700液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間9.29降液管內(nèi)清液層高度0.11098泛點(diǎn)率44.9氣相負(fù)荷上限3.75氣相負(fù)荷下限1.1操作彈性3.04十五、塔附件設(shè)計(jì)1、 接管進(jìn)料管本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管，管徑的計(jì)算如下：