苯甲苯混合液篩板精餾塔設計

1、目目 錄錄摘 要.1 1引引 言言. . .2 21 1 緒緒 論論 .2 21.11.1 設計背景設計背景 .2 21.21.2 設計方案設計方案 .2 21.31.3 選塔依據選塔依據 .3 32 2 精餾塔的工藝設計精餾塔的工藝設計 .7 72.12.1 全塔工藝設計計算全塔工藝設計計算 .7 72.1.1 產品濃度的計算和進料組成確定 .72.1.2 平均相對揮發(fā)度的計算 .82.1.3 最小回流比和適宜回流比的選定 .82.1.4 物料衡算 .82.1.5 精餾段和提餾段操作線 .92.1.6 圖解法確定理論板數 .92.1.7 全塔效率 .102.1.8 實際塔板數及實際加料位置.

2、103.3. 塔的工藝條件及物性數據計算塔的工藝條件及物性數據計算.10103.1.1 操作壓強 p .103.1.2 操作溫度 t .103.1.3 塔內各段氣、液兩相組分的平均分子量 .123.1.4 精餾段和提餾段各組分的密度 .123.1.5 液體表面張力的計算 .133.1.6 液體粘度 .143.1.7 氣液負荷計算 .143.23.2 塔和塔板的主要工藝尺寸的計算塔和塔板的主要工藝尺寸的計算 .15153.2.1 塔徑 d .15化工原理課程設計 - 1 -3.2.2 液流形式、降液管及溢流裝置等尺寸的確定 .173.2.4 篩孔數 n 及 開孔率 .213.2.5 塔有效高度

3、z.213.33.3 篩板塔的流體力學校核算篩板塔的流體力學校核算 .22223.3.1 板壓降的校核 .223.3.2 液沫夾帶量 ev的校核 .233.3.3 溢流液泛條件的校核 .233.3.4 液體在降液管內停留時間的校核 .243.3.5 漏液點的校核 .243.43.4 塔板負荷性能圖塔板負荷性能圖.25253.4.1 液相負荷下限線 .253.4.2 液相負荷上限線 .263.4.3 漏液線（氣相負荷下限線） .263.4.4 過量液沫夾帶線（氣相負荷上限線） .273.4.5 溢流液泛線 .283.4.6 塔氣液負荷性能圖 .3045 設計結果匯總 .33結束語結束語. .35

4、35參考文獻參考文獻 .3535主要符號說明主要符號說明 .3636附附 錄錄 .3838化工原理課程設計 0摘摘 要要化工生產常需進行液體混合物的分離以達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部分冷凝達到輕重組分分離的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設計和分析分離過程中的各種參數是非常重要的。塔設備是化工、煉油生產中最重要的設備類型之一。本次設計的篩板塔是化工生產中主要的氣液傳質設備。此設計苯-甲苯物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是

5、較完整的精餾設計過程，該設計方法被工程技術人員廣泛的采用。塔設備的設計和研究，已經受到化工行業(yè)的極大重視。在化工生產中，塔設備的性能對于整個裝置的產品產量、質量、生產能力和消耗定額，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。精餾過程的實質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，使液相中的輕組分轉移到汽相中，汽相中的重組分轉移到液相中，從而達到分離的目的。因此精餾塔操作彈性的好壞直接關系到石油化工企業(yè)的經濟效益。精餾設計包括設計方案的選取，主要設備的工藝設計計算物料衡算、熱量衡算、工藝參數的選定、設備的結構設計和工藝尺寸的設計計算，輔助設

6、備的選型，工藝流程圖，主要設備的工藝條件圖等內容。通過對精餾塔的運算，可以得出精餾塔的各種設計如塔的工藝流程、生產操作條件及物性參數是合理的，換熱器和泵及各種接管尺寸是合理的，以保證精餾過程的順利進行并使效率盡可能的提高。關鍵詞：苯、甲苯 精餾段 提餾段化工原理課程設計 1引引 言言化工生產中所處理的原料中間產品幾乎都是由若干組分組成的混合物，其中大部分是均相混合物。生產中為滿足要求需將混合物分離成較純的物質。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。精餾過程在能量劑的驅動下（有時加質量劑） ，使氣、液兩相多次直接接觸和分離，

7、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移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移，實現原料混合液中各組分的分離。該過程是同時進行傳質、傳熱的過程。在本設計中我們使用篩板塔，篩板塔的突出優(yōu)點是結構簡單造價低。合理的設計和適當的操作篩板塔能滿足要求的操作彈性，而且效率高采用篩板可解決堵塞問題適當控制漏液。1 1 緒緒 論論1.1 設計背景苯是一種重要的基礎化工原料，有著廣泛的用途。它是基本有機化工及中間體的原料，還是一種重要的有機溶劑，在交通運輸、醫(yī)藥、農業(yè)等方面都占有重要地位。為了加強工業(yè)技術的競爭力，長期以來，各國都在加大塔的研究力度。如今在我國常用的板式塔中主要為泡罩塔、浮閥塔、

8、篩板塔和舌型塔等。填料種類出拉西、環(huán)鮑爾環(huán)外，階梯環(huán)以及波紋填料、金屬絲網填料等規(guī)整填料也常采用。更加強了對篩板塔的研究，提出了斜空塔和浮動噴射塔等新塔型。同時我國還進口一些新型塔設備，這些設備的引進也帶動了我國自己的塔設備的科研、設計工作，加速了我國塔技術的開發(fā)。國外關于塔的研究如今已經放慢了腳步，是因為已經研究出了塔盤的效率并不取決與塔盤的結構，而是主要取決與物系的性質，如：揮發(fā)度、黏度、混合物的組分等。國外已經轉向研究“在提高處理能力和簡化結構的前提下，保持適當的操作彈性和壓力降，并盡量提高塔盤的效率。 ”在新型填料方面則在努力的研究發(fā)展有利于氣液分布均勻、高效和制造方便的填料。經過我國

9、這些年的努力，在塔研究方面與國外先進技術的差距正在不斷的減小。1.2 設計方案苯和甲苯的混合液是使用機泵經原料預熱器加熱后，送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后，冷凝液部分利用重力泡點回流；部分連續(xù)采出經冷卻器冷卻后送至產品罐。塔釜采用直接蒸汽（108.5291的水蒸汽）加熱，塔底廢水經冷卻后送入貯槽。具體連續(xù)精餾流程?；ぴ碚n程設計 21.3 選塔依據板式塔是分級接觸型氣液傳質設備，種類繁多。根據目前國內外實際使用的情況，主要塔型是浮閥塔、篩板塔及泡罩塔。泡罩塔：泡罩塔盤是工業(yè)上應用最早的塔盤之一，在塔盤板上開許多圓孔，每個孔上焊接一個短管，稱為升氣管，管上再罩一個“帽子“，稱為泡罩，

10、泡罩周圍開有許多條形空孔。工作時，液體由上層塔盤經降液管流入下層塔盤，然后橫向流過塔盤板、流入再下一層塔盤；氣體從下一層塔盤上升進入升氣管，通過環(huán)行通道再經泡罩的條形孔流散到液體中。泡罩塔盤具有如下特點。（1）氣、液兩相接觸充分，傳質面積大，因此塔盤效率高。（2）操作彈性大，在負荷變動較大時，仍能保持較高的效率。（3）具有較高的生產能力，適用于大型生產。（4）不易堵塞，介質適用范圍廣。（5）結構復雜、造價高，安裝維護麻煩；氣相壓降較大，但若在?；蚣訅合虏僮鳎@并不是主要問題。篩板塔：篩板塔是在塔盤板上開許多小孔，操作時液體從上層塔盤的降液管流入，橫向流過篩板后，越過溢流堰經降液管導入下層塔盤；

11、氣體則自下而上穿過篩孔，分散成氣泡通過液層，在此過程中進行傳質、傳熱。由于通過篩孔的氣體有動能，故一般情況下液體不會從篩孔大量泄漏。篩板塔盤的小孔直徑是一個重要參數，小則氣流分布較均勻，操作較穩(wěn)定，但加工困難，容易堵塞。目前工業(yè)篩板塔常用孔徑為 38mm。篩板開孔的面積總和與開孔區(qū)面積之比稱為開孔率，是另一個重要參數。在同樣的空塔速度下，開孔率大則孔速小，易產生漏液，降低效率，但霧沫夾帶也減少；開孔率過小，塔盤阻力大，易造成大的霧沫夾帶和液泛，限制塔的生產能力。通常開孔率在 515%。篩孔一般按正三角形排列，孔間距與孔徑之比通常為 2.55。篩板塔具有如下的特點。（1）結構簡單，制造方便，便于

12、檢修，成本低。（2）塔盤壓降小。（3）處理量大，可比泡罩塔提高 2040%。（4）塔盤效率比泡罩塔提高 15%，但比浮閥塔盤稍低。（5）彈性較小，篩孔容易堵塞。浮閥塔：浮閥塔是在塔盤板上開許多圓孔，每一個孔上裝一個帶三條腿可上下浮動的閥。浮閥是保證氣液接觸的元件，浮閥的形式主要有 f-1 型、v-4 型、a 型和十字架型等，最常用的是 f-1 型。 f-1 型浮閥有輕重兩種，輕閥厚 1.5mm、重 25g，閥輕慣性小，振動頻率高，關閥時滯后嚴重，在低氣速下有嚴重漏液，宜用在處理量大并要求壓降小（如減壓蒸餾）的場合。重閥厚 2mm、重 33g，關閉迅速，需較高氣速才能吹開，故可以減少漏液、增加效

13、率，但壓降稍大些，一般采用重閥。 操作時氣流自下而上吹起浮閥，從浮閥周邊水平地吹入塔盤上的液層；液體由上層塔盤經降液管流入下層塔盤，再橫流過塔盤與氣相接觸傳質后，經溢流堰入降液管，流入下一層塔盤。綜上所述，盤式浮閥塔盤具有如下特點。（1）處理量較大，比泡罩塔提高2040%，這是因為氣流水平噴出，減少了霧沫夾帶，以及浮閥塔盤可以具有較大的開孔率的緣故。（2）操作彈性比泡罩塔要大。（3）分離效率較高，比泡罩塔高 15%左右。因化工原理課程設計 3為塔盤上沒有復雜的障礙物，所以液面落差小，塔盤上的氣流比較均勻。（4）壓降較低，因為氣體通道比泡罩塔簡單得多，因此可用于減壓蒸餾。（5）塔盤的結構較簡單，

14、易于制造。（6）浮閥塔不宜用于易結垢、結焦的介質系統，因垢和焦會妨礙浮閥起落的靈活性。舌形塔及浮動舌形塔舌形塔及浮動舌形塔：舌形塔盤是在塔盤板上沖有一系列舌孔，舌片與塔盤板呈一定傾角，氣流通過舌孔時，利用氣體噴射作用，將液相分散成液滴和流束而進行傳質，并推動液相通過塔盤。舌孔與塔盤板的傾角一般有 18º、20º和 25º三種，通常是 20º，舌孔常用2525mm 和 5050mm 兩種，舌孔按三角形排列。舌形塔盤具有結構簡單、安裝檢修方便 ，處理能力大，壓力降小，霧沫夾帶少等優(yōu)點，但由于舌孔的傾角是固定的，在低負荷下操作時

15、易產生漏液現象，故操作彈性較小。浮舌塔盤是結合浮閥塔和舌形塔的優(yōu)點而發(fā)展出起來的一種塔盤，將舌形塔的固定舌片改成浮動舌片而成，與浮閥塔類似，隨氣體負荷改變，浮舌可以上下浮動，調節(jié)氣流通道面積，從而保證適宜的縫隙氣速，強化氣液傳質，減少或消除漏液。當浮舌開啟后，又與舌形塔盤相同，氣液并流，利用氣相的噴射作用將液相分散進行傳質。浮舌塔盤具有如下特點。（）具有大的操作彈性，操作穩(wěn)定。在保證較高效率條件下，它的負荷變化范圍甚至可超過浮閥塔。（）具有較大的氣液相的處理能力，壓降又小，特別適宜于減壓蒸餾。（）結構簡單，制作方便。但舌片易損壞。（）效率較高，介于浮閥與舌形塔板之間，效率隨氣速變化比浮閥稍大。

16、穿流式柵板塔：穿流式柵板塔屬無溢流裝置的板式塔。屬此類塔板的還有穿流式波紋塔、穿流式浮閥塔等。此類塔板操作時，氣、液兩相同時相向通過柵縫或篩孔。柵縫或篩孑 l 的大小，視物料的污垢程度及要求的效率等情況而定。塔型選擇一般原則塔型的合理選擇是做好塔設備設計的首要環(huán)節(jié)。選擇時應考慮的因素有：物料性質、操作條件、塔設備的性能，以及塔設備的制造、安裝、運轉和維修等。a 與物性有關的因素（1） 易起泡的物系，如處理量不大時，以選用填料塔為宜。因為填料能使泡沫破裂，在板式塔中則易引起液泛。（2） 具有腐蝕性的介質，可選用填料塔。如必須用板式塔，宜選用結構簡單、造價便宜的篩板塔盤、穿流式塔盤或舌形塔盤，以便

17、及時更換。（3） 具有熱敏性的物料須減壓操作，以防過熱引起分解或聚合，故應選用壓力降較小的塔型。如可采用裝填規(guī)整填料的散堆填料等，當要求真空度較低時，也可用篩板塔和浮閥塔。（4） 黏性較大的物系，可以選用大尺寸填料。板式塔的傳質效率較差。（5） 含有懸浮物的物料，應選擇液流通道較大的塔型，以板式塔為宜?？蛇x用泡罩塔、浮閥塔、柵板塔、舌形塔和孔徑較大的篩板塔等。不宜使用填料。（6） 操作過程中有熱效應的系統，用板式塔為宜。因塔盤上積有液層，可在其中安放換熱管，進行有效的加熱或冷卻。b 與操作條件有關的因素化工原理課程設計 4（1） 若氣相傳質阻力大（即氣相控制系統，如低黏度液體的蒸餾，空氣增濕等

18、） ，宜采用填料塔，因填料層中氣相呈湍流，液相為膜狀流。反之，受液相控制的系統（如水洗二氧化碳） ，宜采用板式塔，因為板式塔中液相呈湍流，用氣體在液層中鼓泡。（2） 大的液體負荷，可選用填料塔，若用板式塔時，宜選用氣液并流的塔型（如噴射型塔盤）或選用板上液流阻力較小的塔型（如篩板和浮閥） 。此外，導向篩板塔盤和多降液管篩板塔盤都能承受較大的液體負荷。（3） 低的液體負荷，一般不宜采用填料塔。因為填料塔要求一定量的噴淋密度，但網體填料能用于低液體負荷的場合。（4） 液氣比波動的適應性，板式塔優(yōu)于填料塔，故當液氣比波動較大時宜用板式塔。c 其他因素（1） 對于多數情況，塔徑小于 800mm 時，不

19、宜采用板式塔，宜用填料塔。對于大塔徑，對加壓或常壓操作過程，應優(yōu)先選用板式塔；對減壓操作過程，宜采用新型填料。（2） 一般填料塔比板式塔重。（3） 大塔以板式塔造價較廉。因填料價格約與塔體的容積成正比，板式塔按單位面積計算的價格，隨塔徑增大而減小。篩板塔是現今應用最廣泛的一種塔型，設計比較成熟，具體優(yōu)點如下：1) 結構簡單、金屬耗量少、造價低廉.2) 氣體壓降小、板上液面落差也較小.3) 塔板效率較高.4)改進的大孔篩板能提高氣速和生產能力，且不易堵塞塞孔.本設計采用篩板塔。板式塔的強化板式塔產生、發(fā)展的過程，實際上就體現了塔設備的強化途徑?？蓪迨剿陌l(fā)展劃分為三個時期，由于當時的主觀要求和

20、客觀條件所決定，各個時期的發(fā)展有所側重。（1） 從板式塔的產生到第二次世界大戰(zhàn)結束 這階段的板式塔主要用來煉油，典型設備是泡罩塔。由于當時設計于操作的水平不高，人們希望板式塔有較大的操作彈性，且操作方便，而這正是泡罩塔的特點。篩板塔雖然具有結構簡單、造價低、處理能力大等優(yōu)點，但因缺乏設計資料和難于操作管理而較少采用。（2） 從第二次世界大戰(zhàn)結束至 20 世紀 50 年代末 在煉油工業(yè)繼續(xù)發(fā)展的同時，以三大合成為中心的化學工業(yè)開始有了較大的發(fā)展。這一階段由于處理量的擴大和多方面的要求，泡罩塔已不甚適應。篩板塔則逐漸為人們所接受，技術上有較大的進展。同時，為了適應工業(yè)發(fā)展的要求，對原有的板式塔提出

21、了造價低、處理能力大、能保持高的效率和大的操作彈性等方面的要求，因而相繼出現了 s 形塔盤、條形泡罩塔盤等泡罩型新塔盤，結合泡罩、篩板的優(yōu)點而創(chuàng)制的各種浮閥塔盤，以及一些噴射型、穿流型的塔盤。這些塔型與泡罩塔相比，都有結構簡單、造價便宜、處理能力較大的優(yōu)點。（3） 20 世紀 60 年代至今 從 60 年代起，開始出現生產裝置的大型化，所以也要求塔設備向大型化方向發(fā)展。與此同時，塔設備的廣泛應用，又提出了高壓、真空、大的液化工原理課程設計 5體負荷、高彈性比等許多特殊要求，迫使板式塔以強化設備的生產能力為中心，向高效率、大通量方向發(fā)展，因而各種新型塔板不斷出現。常用塔型如篩板、浮閥、泡罩塔盤的

22、設計方法也日趨完善，建立了系列、標準，并采用電子計算技術，使設計快速化和最優(yōu)化。還應指出，節(jié)約能源也日益成為板式塔發(fā)展中必須考慮的問題。板式塔強化的具體途徑是改進流體動力學因素，以提高設備的通過能力和改善相間的接觸狀況，同時又充分利用氣液兩相之間的熱力學因素，以提高設備的傳質速率與分離效率。從塔盤的流體力學來看，隨著氣速的增大，氣液兩相接觸時的操作狀態(tài)是：鼓泡-泡沫-噴射，依次過渡。一定的操作狀態(tài)都要求相應的塔盤結構。同時，結構的改變又為解決生產能力與分離效率之間的矛盾創(chuàng)造了有利條件。例如噴射型塔盤的生產能力一般都比泡罩塔盤、浮閥塔盤為大，且壓力降也低。事實上每種塔盤結構都可以歷經從鼓泡到噴射

23、的過渡，問題在于什么是最好的操作狀態(tài)，由設計操作參數所決定的?；ぴ碚n程設計 69202. 07898. 07898. 02 2 精餾塔的工藝設計精餾塔的工藝設計 在一常壓操作的連續(xù)精餾塔內分離苯甲苯混合物，已知原料液的處理量為 45000t/年，組成為 0.45（苯的質量分率，下同） ，要求塔頂餾出液的組成不低于 0.98，塔底釜液的組成為 0.02.設計條件如下：每年實際生產天數 330 天（一個月檢修） 精餾塔塔頂操作壓力 4kpa進料熱狀況 泡點 單板壓降 0.7 kpa 冷卻水溫度 30飽和水蒸氣壓力 0.1 kpa設備類型 篩板塔建廠地址 鹽城地區(qū)2.1 全塔工藝設計計算2.1.

24、1 產品濃度的計算和進料組成確定產品濃度的計算和進料組成確定1. 料液及塔頂塔底產品含苯摩爾分率：苯的摩爾質量 ma=78kg/kmol甲苯的摩爾質量 mb=92kg/kmol x f =0.491xd=0.983xw= =0.0242. 料液及塔頂塔底產品的平均摩爾質量85.1392509. 078491. 0fm78.2492017. 078983. 0dm9255. 07845. 07845. 09298. 07802. 07802. 0化工原理課程設計 791.6692976. 078024. 0wm2.1.2 平均相對揮發(fā)度的計算平均相對揮發(fā)度的計算 飽和蒸汽壓 p*可由 antoi

25、ne 方程計算 p*=a-b/(t+c)abc甲苯6.079541344.8219.48苯6.030551211.033220.79已知 t d=80. 1 p* （苯）= 103.32kpa p* （甲苯）= 42.07kpa d= p* （苯）/ p* （甲苯）= 103.32/42.07=2.45 t w= 109.2 p* （苯）=229.08kpa p* （甲苯）= 97.72kpa w= p* （苯）/ p* （甲苯）= 229.08/97.72=2.34=2.39wd34. 245. 22.1.3 最小回流比和適宜回流比的選最小回流比和適宜回流比的選定定 采用作圖法求最小回流比。

26、在附圖的對角線上，自點(0.491,0.491)作垂線，即為 q 線，該線與平衡線的交點坐標為 yq=0.687,xq=0.491 故最小回流比為 rmin=1.51 選取回流比為 r=1.5 rmin=1.5 1.51=2.262.1.4 物料衡算物料衡算 原料處理量qnf =66.74 kg/kmol總物料衡算 66.74= qn,d + qn,w苯物料衡算 66.74 0.491=0.983qn,d+0.024 qn,w聯立解得 491. 0687. 0687. 0983. 0qqqdxyyx13.8533024100045000化工原理課程設計 8 qn,d =32.50 kg/kmo

27、l qn,w =34.24 kg/km2.1.5 精餾段和提餾段操作線精餾段和提餾段操作線 回流比為 r= 2.26精餾段操作線方程式 y= 即 y=0.693x+30.1提餾段操作線方程式 x w=0.024,由下圖可求出 x=2.4 與 y=x 交點（2.4，2.4）,精餾段直線與直線 x=49.10 相交為（49.10,64.1）,故用兩點法可求提餾段方程式 y=1.3336x-0.8002.1.6 圖解法確定理論板數圖解法確定理論板數圖解法求理論板層數 采用圖解法求理論板層數，如附圖所示，求解結果為：總理論板層數 nt=14 ，其中 nt,（精）=6，nt,（提）=7（不包括再沸器）

28、，進料板位置 nf=73.98126.21x126.226.211x1dxrrr化工原理課程設計 92.1.7 全塔效率全塔效率l=0.3045 mpa.s=2.39代入后可得：et=0.532.1.8 實際塔板數及實際加料位置實際塔板數及實際加料位置 精餾段實際板層數 np,精=6/0.53=11.3212提餾段實際板層數 np,精=7/0.53=13.2114總實際板層數 np= np,精 +np,精 =26實際加料板位置在 第 13 塊加料。3 板式塔主要工藝尺寸的設計計算板式塔主要工藝尺寸的設計計算3.1 塔的工藝條件及物性數據計算3.1.1 操作壓強操作壓強 p 塔頂操作壓力 pd=

29、p 當地+p 表=101.4+4=105.4（kpa） 每層塔板壓降 p=0.7 kpa 進料板壓降 pf=105.4+0.712=113.8（kpa）精餾段平均壓降 pm=(105.4+113.8)/2=109.6（kpa）塔底操作壓力 pw=105.4+0.726=123.6（kpa）提餾段平均壓降 pm=(113.8+123.6)/2=118.7（kpa）3.1.2 操作溫度操作溫度 t為求出塔內不同位置的物性數據，需確定所處的溫度，由于塔內由上向下溫度不斷上升，因此物性數據也不斷變化，在設計中可利用不同塔段的平均溫度以求得近似的物性數據。為設計方便，在本設計中粗略以精餾段和提餾段的平均

30、溫度確定兩段的物性數據，以便進行體積流量的計算。 在這一部分的計算中，我們要計算出指定體系的塔頂溫度（td） 、塔釜溫度（tww）及加料板處溫度（tf） ，并計算精餾段溫度（t1） 、提餾段溫度 （t2） 、 全塔溫度（t）和料液的平均溫度。根據汽液相平衡數據畫出汽液相平衡圖，)245. 0()(49. 0lte化工原理課程設計 109202. 07898. 07898. 0苯的氣液平衡相圖7585951051150102030405060708090100氣液相中苯的摩爾分數溫度將進料、塔頂和釜液的濃度以分子分數表示為： x f =0.491xd=0.983xw=0.024由不同部位的含量在

31、圖中查得塔頂、塔釜、及加料板處的溫度并計算精餾段、提餾段的平均溫度。塔頂溫度 t d=80. 1 塔底溫度 t w= 109.2 進料板溫度 t f=92.8精餾段平均溫度 t m=(80.1 +92.8)=86.4提留段平均溫度 t m=(109.2 +92.8)=101.09298. 07802. 07802. 09255. 07845. 07845. 0化工原理課程設計 113.1.3 塔內各段氣、液兩相組分的平均分子量塔內各段氣、液兩相組分的平均分子量a 精餾段塔頂氣液混合物平均摩爾質量：由 y 1=xd=0.983，查平衡曲線，得 x1=0.959mvdm=0.98378+0.017

32、92= 78.24(kg/kmol)mldm=0.95978+0.04192=78.57(kg/kmol)進料板氣，液混合物平均摩爾質量：由圖解理論板，得 yf=0.641,查平衡曲線，得 x f=0.557 mvfm=0.64178+0.35992=83.03(kg/kmol)mlfm=0.55778+0.44392=83.01(kg/kmol)精餾段氣液混合物的平均摩爾質量： mvm=（78.24+83.03）/2=80.635(kg/kmol)mlm= (78.57+83.01) / 2 =80.79(kg/kmol)b 提餾段塔底氣液混合物平均摩爾質量： xw=0.024 查平衡曲線，

33、得 yw=0.0586mvdm=0.058678+0.941492=91.18kg/kmol)mldm=0.02478+0.97692= 91.66(kg/kmol)進料板氣，液混合物平均摩爾質量：由圖解理論板，得 yf=0.641,查平衡曲線，得 x f=0.557 mvfm=0.64178+0.35992=83.03(kg/kmol)mlfm=0.55778+0.44392=83.01(kg/kmol)提餾段氣液混合物的平均摩爾質量： mvm=（91.18+83.03）/2=92.21(kg/kmol)mlm= (91.66+83.01) / 2 =87.34(kg/kmol)3.1.4

34、精餾段精餾段和提餾段各組分和提餾段各組分的密度的密度a 精餾段1,氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 vm= =2.96(kg/m3)15.2734 .86(314. 8635.806 .109tmvmmrmp化工原理課程設計 122，液相平均密度： 液相平均密度計算公式 塔頂液相平均密度 ：t d=80. 1，查手冊，得 a=815(kg/m3), a=802 (kg/m3) =814.72 (kg/m3)進料板液相平均密度：t f=92.8，查手冊，得 a=808(kg/m3), a=795 (kg/m3)進料板液相的質量分數： =0.516 =801.2(kg/m3)精餾段液相平均

35、密度為lm =（814.72+801.2）/2=807.98(kg/m3)b，提餾段1,氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 vm= =3.52（kg/m3)2，液相平均密度： 液相平均密度計算公式 塔底液相平均密度 ：t w=109.2，查手冊，得 a=772(kg/m3), b=768(kg/m3) =768.10 (kg/m3)進料板液相平均密度：t f=92.8，查手冊，得 a=808(kg/m3), b=795 (kg/m3)進料板液相的質量分數： =0.516 =801.2(kg/m3)精餾段液相平均密度為lm =（768.10+801.2）/2=784.65(kg/m3)3.

36、1.5液體表面張力的計算液體表面張力的計算a 精餾段液相平均表面張力計算公式：iw /1im802/017. 0815/983. 01mlv92/443. 0 . 078/557. 078557. 0a795/484. 0808/516. 01mlf)15.2730 .101(314. 821.927 .118tmvmmrmpiw /1im768/976. 0772/024. 01mlv92/443. 0 . 078/557. 078557. 0a795/484. 0808/516. 01mlf化工原理課程設計 13 lm=xii 塔頂液相平均表面張力：t d=80. 1，查表可得，a =0.

37、0215n/m, b=0.0222n/m ldm =0.983 0.0215+ 0.0170.0222=0.0215 n/m進料板液相平均表面張力：t f=92.8，查表可得，a =0.0198n/m, b=0.0211n/m lfm =0.557+ 0.0198+ 0.4430.0211=0.02037 n/m精餾段液相平均表面張力：lm =(0.0215+0.02037)=0.02094 n/mb 提餾段液相平均表面張力計算公式： lm=xii 塔底液相平均表面張力：t w=109.2，查表可得，a =0.0161n/m, b=0.0185n/m ldm =0.024 0.0161+ 0.

38、9760.0185=0.01844n/m進料板液相平均表面張力：t f=92.8，查表可得，a =0.0198n/m, b=0.0211n/m lfm =0.557+ 0.0198+ 0.4430.0211=0.02037 n/m提餾段液相平均表面張力：lm =(0.01844+0.02037)=0.01941 n/m3.1.6 液體粘度液體粘度 lma 精餾段液相平均粘度計算公式：lm=xii塔頂液相平均粘度： t d=80. 1 ，查附表 a=0.295mpa.s b=0.276mpa.s計算得，ldm=0.294mpa.s進料板液相平均粘度： t f=92.8，查附表 a=0.272mp

39、a.s b=0.233mpa.s計算得，lfm=0.315mpa.s化工原理課程設計 14精餾段的液相平均粘度： lm=（0.294+0.315）/2=0.3045 mpa.sb 提餾段液相平均粘度計算公式：lm=xii塔頂液相平均粘度： t w=109.2 ，查附表 a=0.234mpa.s b=0.247mpa.s計算得，ldm=0.255mpa.s進料板液相平均粘度： t f=92.8，查附表 a=0.272mpa.s b=0.233mpa.s計算得，lfm=0.315mpa.s提餾段的液相平均粘度： lm=（0.255+0.315）/2=0.285 mpa.s3.17 氣液負荷計算氣液

40、負荷計算 1) 精餾段氣液負荷計算qn,l=r qn,d=2.2632.50= 73.45 (kmol/h)qn,v=(r+1)qn,d=(2.26+1)32.50=105.95(kmol/h)2) 提餾段氣液負荷計算qn,l= qn,l+qnf= 73.45+66.74 =140.19(kmol/h)qn,v= qn,v=105.95(kmol/h)3.2 塔和塔板的主要工藝尺寸的計算3.2.1 塔徑塔徑 da 精餾段1，最大空塔氣速和空塔氣速 最大空塔氣速計算公式： 精餾段的氣液相體積流率為：q v,v =0.802(m3/s)ql,l =0.00204(m3/s)vvlcmax96. 2

41、3600635.8095.1053600qm,vmvvnm98.807360079.8045.733600qm,lmllnm化工原理課程設計 15由公式 c=c20(/0.02)0.2 可求出 c c20查表得出，圖中橫坐標=0.0420塔徑與板間距的關系塔徑 m0.5-0.80.8-1.61.6-2.02.0-2.4板間距 mm300-350350-450450-600500-800取板間距 ht =0.45m，板上層液的高度 h l=0.05m,則ht - h l=0.45-0.05=0.4mc20查下表得出 c20=0.09c=c20(/0.02)0.2=0.09（20.94/20）0.

42、2=0.0908=1.497(m/s)取安全系數為 0.6.則空塔氣速為，=0.6max=0.61.497=0.8982(m/s)2121.96. 298.8073600802. 0360000204. 0,qqvlvvlv96. 296. 298.8070908. 0maxvvlc化工原理課程設計 162,塔經=1.066m按標準塔徑圓整后為 d=1.2m塔截面積為 =1.131m2實際空塔氣速為 =0. 709(m/s)b 提餾段1，最大空塔氣速和空塔氣速 最大空塔氣速計算公式： 提餾段的氣液相體積流率為q v,v =0.771(m3/s)ql,l =0.00414(m3/s)由公式 c=

43、c20(/0.02)0.2 可求出 c c20查表得出，圖中橫坐標 =0.0802塔徑與板間距的關系塔徑 m0.5-0.80.8-1.61.6-2.02.0-2.4板間距 mm300-350350-450450-600500-800取板間距 ht =0.45m，板上層液的高度 h l=0.05m,則ht - h l=0.45-0.05=0.4mc20查下表得出 c20=0.09c=c20(/0.02)0.2=0.09（19.41/20）0.2=0.0895=1.333(m/s)取安全系數為 0.6.則空塔氣速為，8982. 0802. 04,q4vvd222 . 144dat131. 1802

44、. 0,qtvva65.784360034.8319.1403600qm,lmllnm52. 3360021.9295.1053600qm,vmvvnm2121.52. 365.7843600771. 0360000414. 0,qqvlvvlvvvlcmax52. 352. 365.7840895. 0maxvvlc化工原理課程設計 17 =0.6max=0.61.333=0.7998(m/s)2,塔徑=1.1079m按標準塔徑圓整后為 d=1.2m塔截面積為 =1.131m2實際空塔氣速為 =0. 682(m/s)3.2.2液流形式、降液管及溢流裝置等尺寸的確定液流形式、降液管及溢流裝置等

45、尺寸的確定a 精餾段1,塔徑 d=1.2m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤。各項計算如下（1） ，堰長 lw 取 lw=0.66d=0.661.2=0.792m(2),溢流堰高度 hw 溢流堰高度計算公式 hw= hl -how選用平直堰，堰上液層高度 how 依照下式計算，即how=近似 e 取 1.則how=0.0125m取板上液層高度 hl =0.05m,故 hw= hl -how=0.05-0.0125=0.0375m(3),弓形降液管寬度 wd及截面積 af lw /d=0.66 查下表可得af /at=0.0722, wd/ d=0.124af =0.0722 at=0.0

46、7221.131=0.0816m2wd =0.124d=0.1241.2=0.1488m依下式驗算液體在液管中停留時間，即 =18s(5s)32,q100084. 2wlvle3232,792. 0360000204. 01100084. 2q100084. 2wlvle360000204. 045. 00816. 03600q3600,lvtfha7998. 0771. 04,q4vvd222 . 144dat131. 1771. 0,qtvva化工原理課程設計 18故降液管設計合理（4） 降液管底隙高度 h0 計算公式 h0 取 0=0.10m/s,則 h0 =0.0258mhw - h0

47、=0.0375-0.0258=0.0117m(0.006m)故降液管底隙高度設計合理。b 提餾段1,塔徑 d=1.2m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤。各項計算如下（1） ，堰長 lw 取 lw=0.8d=0.81.2=0.96m(2),溢流堰高度 hw 溢流堰高度計算公式 hw= hl -how選用平直堰，堰上液層高度 how 依照下式計算，即how=近似 e 取 1.則how=0.0177m取板上液層高度 hl =0.06m,故 hw= hl -how=0.06-0.0177=0.0423m(3),弓形降液管寬度 wd及截面積 af lw /d=0.8 同樣由下表查，可得af /a

48、t=0.15, wd/ d=0.2af =0.0722 at=0.151.131=0.170m2wd =0.124d=0.21.2=0.24m依下式驗算液體在液管中停留時間，即 =18.49s(5s)故降液管設計合理（4） 降液管底隙高度 h0 計算公式 h0 0,3600 wlvlq10. 0792. 0360000204. 0360036000,wlvlq32,q100084. 2wlvle3232,96. 0360000414. 01100084. 2q100084. 2wlvle360000414. 045. 017. 03600q3600,lvtfha0,3600 wlvlq化工原理

49、課程設計 19取 0=0.12m/s,則h0 =0.0359mhw - h0=0.0423-0.0359=0.0064m(0.006m)故降液管底隙高度設計合理。3.2.3 塔板布置塔板布置的的 12. 096. 0360000414. 0360036000,wlvlq化工原理課程設計 20 精餾段與提餾段情況相同（d=1.2m）1,塔板的分塊 由于 d 800mm,故塔板采用分塊式，由下表可知塔徑 mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔板分塊數3456塔板分為 3 塊（2） ，邊緣區(qū)寬度的確定ws= ws =0.065m, wc=0.035(3)開孔區(qū)面

50、積 aa, 按照，下式計算其中 x=d/2-(wd+ws)=1.2/2-(0.1488+0.065)=0.3862m r = d/2- wc=1.2/2-0.035=0.565m故，=0.612m23.2.4 篩孔數篩孔數 n 及及 開孔率開孔率 a 精餾段)sin180(21222rxrxrxaa)565. 03862. 0sin180565. 03862. 0565. 03862. 0(21222aa化工原理課程設計 21由于所處理的物系無腐蝕性，可選用 =3mm 碳鋼板，取篩孔直徑 d0=5mm。 篩孔按正三角形排列，取孔中心距 t 為t =3 d0=35=15mm篩孔數目 n 為 n

51、=1.1554aa/t2 =1.1550.612/0.0152 =3142開孔率為=0.907（d0/t）2=0.907(0.005/0.015) 2=10.1%氣體通過閥孔的氣速為0= q v,v / a0 =0.802/(0.1010.612)=12.97m/sb 提餾段由于所處理的物系無腐蝕性，可選用 =3mm 碳鋼板，取篩孔直徑 d0=4mm 篩孔按正三角形排列，取孔中心距 t 為t =3 d0=34=12mm篩孔數目 n 為 n =1.1554aa/t2 =1.1550.612/0.0122 =4911開孔率為=0.907（d0/t）2=0.907(0.004/0.012) 2=10

52、.1%氣體通過閥孔的氣速為0= q v,v / a0 =0.771/(0.1010.612)=12.58m/s(提餾段)3.2.5 塔有效高度塔有效高度 z精餾塔有效高度的計算：精餾段有效高度為 z精=（n精1）ht=(12-1) 0.45=4.95m提餾段有效高度為z提=（n提3）ht=(14-3) 0.45=4.95m在進料板處及提留段各開 1 個人孔，其高度均為 0.8m,故精餾塔的有效高度為 z=( z精+ z提)+0.82=4.95+4.95+0.82=11.5m化工原理課程設計 223.3 篩板塔的流體力學校核算 3.3.1板壓降的校核板壓降的校核a 精餾段1，干板阻力 hc 計算

53、 由 hc=由 d0 /=5/3=1.67,查表可得 c0=0.772故 hc=0.0527m 液柱2，氣體通過液層的阻力 hl 計算 hl =hla= q v,v /（at af ）=0.802/(1.131-0.0816)=0.764m/sf0=0.764(2.96)0.5 =1.31 kg1/2/(s.m1/2)查表 =0.62故，hl =hl= (hw +h0w )=0.62(0.0375+0.0125)=0.031m 液柱3，液體表面張力的阻力 h的計算 h=0.0021m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度 hp可按照下式計算，即 hp =hc +hl +h=0.0527+0.031+0

54、.0021=0.0858m 液柱氣體通過每層塔板的壓降為pp= hp lg=0.858807.989.81=680kpa(設計允許值)b 提餾段1，干板阻力 hc 計算 由 hc=由 d0 /=4/3=1.33,查表可得 c0=0.82故 hc=0.0538m 液柱2，氣體通過液層的阻力 hl 計算 hl =hla= q v,v /（at af ）=0.771/(1.131-0.170)=0.802m/sf0=0.802(3.52)0.5 =1.505kg1/2/(s.m1/2)查表 =0.58故，hl =hl= (hw +h0w )=0.58(0.0423+0.0177)=0.034m 液柱

55、lvc）（200051. 098.80796. 22772. 097.12051. 0）（005. 081. 998.80702094. 0440gdll65.78452. 3282. 058.12051. 0）（lvc）（200051. 0化工原理課程設計 233，液體表面張力的阻力 h的計算 h=0.0025m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度 hp可按照下式計算，即 hp =hc +hl +h=0.0538+0.0354+0.0025=0.0903m 液柱氣體通過每層塔板的壓降為pp= hp lg=0.0903784.659.81=695kpa(設計允許值)3.3.2 液沫夾帶量液沫夾帶量

56、ev的的校核校核a 精餾段由公式 ev= 計算hf =2.5 hl=2.50.05=0.125mev=0.0419 kg 液/kg 氣0.1 kg 液/kg 氣故，本設計液沫夾帶量在允許范圍內。b 提餾段由公式 ev= 計算hf =2.5 hl=2.50.06=0.15mev=0.00696 kg 液/kg 氣0，min穩(wěn)定系數為 k=0 /0，min=12.97/6.73=1.931.5故，本設計中無明顯漏液。b ,提餾段對于篩板塔，漏液點氣速 0，min,計算如下 0，min = =6.66 m/s實際孔速 0=12.58m/s0，min穩(wěn)定系數為 k=0 /0，min=12.58/6.6

57、6=1.891.5故，本設計中無明顯漏液。3.4 塔板負荷性能圖3.4.1 液相負荷下限線液相負荷下限線a ,精餾段對于平直堰，取堰上層液的高度 h ow =0.006m 作為最小液體負荷標準。 h ow = =0.006取 e=1,則 =0.00067 m3/s據此作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線 3b ,提餾段96. 298.8070021. 005. 013. 001. 0772. 04 . 4h13. 001. 04 . 40vllhc32,q100084. 2wlvle3600792. 084. 21000006. 023min,lvq52. 365.7840025. 006.

58、 013. 001. 082. 04 . 4h13. 001. 04 . 40vllhc化工原理課程設計 26對于平直堰，取堰上層液的高度 h ow =0.006m 作為最小液體負荷標準。 h ow = =0.006取 e=1,則 =0.00014 m3/s據此作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線 33.4.2 液相負荷上限線液相負荷上限線a ,精餾段=4s 作為液體在降液管中的停留時間的下限，由 故，=0.00918m3/s據此作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線 4.b ,提餾段=6s 作為液體在降液管中的停留時間的下限，由 故，=0.01275m3/s據此作出與氣體流量無關的垂直液相

59、負荷上限線 4.3.4.3漏液線（氣相負荷下限線）漏液線（氣相負荷下限線）a ,精餾段0，min =0，min =v s,min/a0 hl = hw + howhow =vllhch13. 00056. 04 . 4032,q100084. 2wlvle445. 00816. 04fmax,tlvhaq32,q100084. 2wlvle360096. 084. 21000006. 023min,lvq6,lvtfqha645. 017. 06fmax,tlvhaq化工原理課程設計 27q v,v,min =整理后可得 q v,v,min =在操作范圍內，任取幾個 q v,l 值，依照上式計

60、算出 q v,v, 計算結果如下q v,l m3/s0.00060.00150.00300.0045q v,v m3/s0.3310.3420.3550.366由上表可得漏液線 1b,提餾段0，min =0，min =v s,min/a0 hl = hw + howhow =q v,v,min =96. 298.8070021. 0792. 036001100084. 20375. 013. 00056. 0612. 0101. 0772. 04 . 4h100084. 2h13. 00056. 04 . 432,32,00lvvlwlvwqlqeac32,101. 000838. 0470. 3lvqvllhch13.