苯甲苯二元混合液連續(xù)精餾的工藝設(shè)計(jì)和塔設(shè)備設(shè)計(jì)化工課程設(shè)計(jì)

1、課程設(shè)計(jì)題 目 苯-甲苯二元混合液連續(xù)精餾的 工藝設(shè)計(jì)和塔設(shè)備設(shè)計(jì) 學(xué) 院 化學(xué)化工學(xué)院 專 業(yè) 化學(xué)工程與工藝 班 級(jí) 學(xué) 生 學(xué) 號(hào) 指導(dǎo)教師 十六化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書一、設(shè)計(jì)課題：苯-甲苯二元混合液連續(xù)精餾的工藝設(shè)計(jì)和塔設(shè)備設(shè)計(jì) 二、設(shè)計(jì)條件與工藝要求 利用連續(xù)精餾裝置，分離苯-甲苯二元混合液。1、生產(chǎn)能力（以進(jìn)料量計(jì)）：60000噸/年 2、料液組成：xAF=0.353、產(chǎn)品要求：0.98， 0.02（注：濃度均指易揮發(fā)組分的摩爾分率）4、原料入塔時(shí)所指定的溫度60 5、設(shè)計(jì)用原始條件 （1）操作壓力：塔頂壓力（表壓）4kPa 。（2）原料溫度：原料原始溫度20，經(jīng)過與塔釜高溫液體間

2、接換熱之后達(dá)到入塔時(shí)所指定的溫度 。（3）進(jìn)料方式：在最適宜的進(jìn)料板上連續(xù)進(jìn)料。 （4）回流熱狀態(tài)：泡點(diǎn)回流。（5）塔板壓降：0.7kPa 。（6）塔釜間接蒸汽加熱，所用的加熱蒸汽壓力為200kPa（絕對(duì)壓），僅利用其冷凝熱。（7）塔頂設(shè)全凝器，利用冷卻水間接換熱，冷卻水的進(jìn)口溫度、出口溫度分別為tin=25，tout=43 。（8）年工作日：300天。三、設(shè)計(jì)內(nèi)容 1、苯-甲苯二元混合液連續(xù)精餾工藝流程的設(shè)計(jì) 2、篩板精餾塔的工藝設(shè)計(jì) 3、精餾附屬設(shè)備的選型設(shè)計(jì)計(jì)算（1）計(jì)算塔釜加熱蒸汽消耗量和塔頂冷凝器冷卻水消耗量。（2）估算塔釜所需換熱面積和塔頂冷凝器所需換熱面積。（3）估算原料管路的阻

3、力損失并確定原料泵的選型參數(shù)。四、設(shè)計(jì)成果要求 按照所指定的模板書寫課程設(shè)計(jì)的說明書，包括封面、設(shè)計(jì)任務(wù)書、設(shè)計(jì)說明、目錄、設(shè)計(jì)正文、設(shè)計(jì)總結(jié)及致謝語(yǔ)、參考文獻(xiàn)。目錄要求內(nèi)容層次分明。設(shè)計(jì)正文中詳細(xì)地表達(dá)各項(xiàng)內(nèi)容的設(shè)計(jì)計(jì)算過程，均要求以文字說明作過程引導(dǎo)，在相關(guān)的內(nèi)容中穿插入連續(xù)精餾裝置工藝流程圖、tx(y)圖、xy圖（圖中包括進(jìn)料線、精餾段操作線、提餾段操作線、圖解法確定理論塔板數(shù)的過程）、精餾段塔板的負(fù)荷性能圖、提餾段塔板的負(fù)荷性能圖、篩板塔設(shè)計(jì)工藝條件圖。在篩板塔設(shè)計(jì)工藝條件圖中，表達(dá)工藝計(jì)算所設(shè)計(jì)的設(shè)備結(jié)構(gòu)，主要包括塔直徑、實(shí)際塔板數(shù)、實(shí)際進(jìn)料板位置、板間距、塔頂空間高度、塔底空間高度

4、、塔總高度，同時(shí)表達(dá)出塔體上的各種開孔情況，并且列出管口表。在正文中按照順序標(biāo)注所引用的參考文獻(xiàn)。最后按照被引用的順序和格式規(guī)范列出參考文獻(xiàn)。 學(xué)生： 專業(yè)班級(jí)： 指導(dǎo)教師：化學(xué)化工學(xué)院 2016年12月 16 日 目 錄設(shè)計(jì)說明- 1 -1 設(shè)計(jì)概述- 2 -1.1 設(shè)計(jì)的目的- 2 -1.2 塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用與地位- 2 -1.3 塔設(shè)備的分類- 2 -1.4 板式塔- 2 -1.4.1 泡罩塔- 2 -1.4.2 篩板塔- 3 -1.4.3 浮閥塔- 3 -2 設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明- 4 -2.1塔類型的選用- 4 -2.2 裝置流程說明- 4 -3 設(shè)計(jì)方案中參數(shù)的確定-

5、5 -3.1 操作壓力- 5 -3.2 進(jìn)料熱狀態(tài)- 5 -3.3 加熱方式- 5 -3.4 冷卻方式- 6 -3.5 回流比- 6 -3.6 熱能的利用- 6 -4 板式精餾塔的工藝計(jì)算- 7 -4.1 物性數(shù)據(jù)- 7 -4.2 精餾塔的物料衡算- 9 -4.3 塔板數(shù)的確定- 11 -4.3.1 塔板數(shù)的計(jì)算- 11 -4.3.2 全塔效率- 14 -4.3.3 實(shí)際塔板數(shù)- 14 -5 塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算- 15 -5.1 操作壓強(qiáng)- 15 -5.2 操作溫度- 15 -5.3 平均分子量- 15 -5.4 平均密度- 16 -5.5 液體表面張力- 17 -5.6 液體粘度

6、- 18 -5.7求精餾塔的氣液相負(fù)荷- 18 -6 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算- 20 -6.1 塔徑的計(jì)算- 20 -6.2 溢流裝置- 22 -6.3 塔板布置- 23 -6.4 篩孔數(shù)與開孔率- 23 -6.5 塔的精餾段有效高度- 24 -塔頂空間高度HD- 24 -塔板間距HT- 24 -開有人孔的板間距HT- 24 -進(jìn)料板空間高度HF- 25 -塔底空間高度HB- 25 -塔體總高度H- 25 -7 篩板流體力學(xué)驗(yàn)算- 26 -7.1 氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨? 26 -7.2 霧沫夾帶量的驗(yàn)算- 27 -7.3 漏液驗(yàn)算- 27 -8 塔板負(fù)荷性能圖- 28 -8.1 精

7、餾段- 28 -8.1.1 霧沫夾帶線（1）- 28 -8.1.2 液泛線（2）- 29 -8.1.3 液相負(fù)荷上限線（3）- 29 -8.1.4 漏液線（氣相負(fù)荷下限線）（4）- 30 -8.1.5 液相負(fù)荷下限線（5）：- 30 -8.2 提餾段- 31 -8.2.1 霧沫夾帶線（1）- 31 -8.2.2 液泛線（2）- 32 -8.2.3 液相負(fù)荷上限線（3）- 33 -8.2.4 漏液線（氣相負(fù)荷下限線）（4）- 33 -8.2.5 液相負(fù)荷下限線（5）：- 34 -9板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備設(shè)計(jì)- 35 -9.1 塔體結(jié)構(gòu)- 35 -9.2 塔板結(jié)構(gòu)- 35 -10 輔助設(shè)備設(shè)計(jì)或選

8、型- 36 -10.1 冷凝器- 36 -10.2 再沸器- 36 -10.3 接管管徑的計(jì)算和選擇- 37 -10.3.1 進(jìn)料管（直料管）- 37 -10.3.2 回流管- 37 -10.3.3 塔底出料管- 37 - 塔頂蒸汽出料管- 37 -10.3.5 法蘭- 38 -總 結(jié)- 39 -參 考 文 獻(xiàn)- 40 -設(shè)計(jì)說明本次設(shè)計(jì)的任務(wù)是利用連續(xù)精餾裝置，分離苯-甲苯二元混合液。其生產(chǎn)能力為60000噸/年，料液組成 xAF= 0.35，產(chǎn)品要求 xAD= 0.98，xAW= 0.02。原料入塔溫度為60。本次設(shè)計(jì)主要進(jìn)行分離精餾工藝設(shè)計(jì)及篩板精餾塔的相關(guān)計(jì)算設(shè)計(jì)，主要包括 塔直徑、實(shí)

9、際塔板數(shù)、實(shí)際進(jìn)料板位置、板間距、塔頂空間高度、塔底空間高度、塔總高度， 同時(shí)表達(dá)出塔體上的各種開孔情況， 并且列出管口表。 繪制相關(guān)工藝流程圖。1 設(shè)計(jì)概述1.1 設(shè)計(jì)的目的（1）查閱資料，選用公式和搜集數(shù)據(jù)的能力；（2）綜合分析設(shè)計(jì)任務(wù)要求，確定化工工藝流程，進(jìn)行設(shè)備選型；（3）迅速準(zhǔn)確進(jìn)行工程計(jì)算的能力；（4）用簡(jiǎn)潔的文字，清晰的圖表來表達(dá)自己設(shè)計(jì)思想的能力。1.2 塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用與地位塔設(shè)備是是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。它可使氣液或液液兩相間進(jìn)行緊密接觸，達(dá)到相際傳質(zhì)及傳熱的目的。可在塔設(shè)備中完成常見的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的

10、冷卻與回收、氣體的濕法凈制和干燥以及兼有氣液兩相傳質(zhì)和傳熱的增濕、減濕等。在化工、石油化工、煉油廠中，塔設(shè)備的性能對(duì)于整個(gè)裝置的產(chǎn)品質(zhì)量和環(huán)境保護(hù)等各個(gè)方面都有重大影響。塔設(shè)備的設(shè)計(jì)和研究受到化工煉油等行業(yè)的極大重視。1.3 塔設(shè)備的分類塔設(shè)備經(jīng)過長(zhǎng)期的發(fā)展，形成了形式繁多的結(jié)構(gòu)，以滿足各方面的特殊需要，為研究和比較的方便，人們從不同的角度對(duì)塔設(shè)備進(jìn)行分類，按操作壓力分為加壓塔、常壓塔和減壓塔；按單元操作分為精餾塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反應(yīng)塔和干燥塔；按形成相際界面的方式分為具有固定相界面的塔和流動(dòng)過程中形成相界面的塔，長(zhǎng)期以來，人們最長(zhǎng)用的分類按塔的內(nèi)件結(jié)構(gòu)分為板式塔、填料塔兩大類。1.

11、4 板式塔板式塔是分級(jí)接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，種類繁多，根據(jù)目前國(guó)內(nèi)外的現(xiàn)狀，注意到的塔型是浮閥塔、篩板塔和泡罩塔。 泡罩塔泡罩塔是歷史悠久的板式塔，長(zhǎng)期以來，在蒸餾、吸收等單元操作使用的設(shè)備中曾占有主要的地位，泡罩塔具有以下優(yōu)點(diǎn)：（1）.操作彈性大（2）.無泄漏（3）.液氣比范圍大（4）.不易堵塞泡罩他的不足之處在于結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價(jià)高、安裝維修方便以及氣相壓力降較大。1.4.2 篩板塔篩板塔液是很早就出現(xiàn)的板式塔，20世紀(jì)50年代起對(duì)篩板塔進(jìn)行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，形成了較完善的設(shè)計(jì)方法，與泡罩塔相比，具有以下的優(yōu)點(diǎn)：（1）.生產(chǎn)能力大（2040）（2）.塔板效率高（1015）（3）.壓力降低（3

12、050）而且結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，塔盤造價(jià)減少40左右，安裝維修都比較容易1。1.4.3 浮閥塔 20世紀(jì)50年代起，浮閥塔板已大量的用于工業(yè)生產(chǎn)，以完成加壓、常壓、減壓下的蒸餾、脫吸等傳質(zhì)過程。浮閥式之所以廣泛的應(yīng)用，是由于它具有以下優(yōu)點(diǎn)：（1）.處理能力大（2）.操作彈性大（3）.塔板效率高（4）.壓力降小其缺點(diǎn)是閥孔易磨損，閥片易脫落。浮閥的形式有很多，目前常用的浮閥形式有F1型和V-4型，F(xiàn)1型浮閥的結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造方便，節(jié)省材料，性能良好。F1型浮閥又分為輕閥和重閥兩種。V-4型浮閥其特點(diǎn)是閥孔沖成向下彎曲的文丘里型，以減小氣體通過塔板的壓強(qiáng)降，閥片除腿部相應(yīng)加長(zhǎng)外，其余結(jié)構(gòu)尺寸與F1型輕閥無異，

13、V-4型閥適用于減壓系統(tǒng)。2 設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明2.1塔類型的選用本次設(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。苯-甲苯體系比較容易分離，待處理料液清潔，此次設(shè)計(jì)選用篩板塔。篩板塔，是扎板塔的一種，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(shí)，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。2.2 裝置流程說明精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。

14、熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進(jìn)行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。苯和甲苯的原料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時(shí)間之后，通過泵進(jìn)入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點(diǎn)溫度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。因?yàn)楸患訜岬脚蔹c(diǎn)，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時(shí)候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點(diǎn)，其中的液態(tài)部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時(shí)間然后進(jìn)入苯的儲(chǔ)罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個(gè)過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進(jìn)

15、入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進(jìn)入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點(diǎn)溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說的過程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成苯與甲苯的分離。連續(xù)精餾裝置工藝流程圖3 設(shè)計(jì)方案中參數(shù)的確定設(shè)計(jì)方案包括精餾流程、設(shè)備的結(jié)構(gòu)類型和操作參數(shù)等的確定。例如組分的分離順序（多組分體系）、塔設(shè)備的形式、操作壓力、進(jìn)料熱狀態(tài)、塔頂蒸氣的冷凝方式、余熱利用的方案、安全、調(diào)節(jié)機(jī)構(gòu)和測(cè)量控制儀表的設(shè)置等。3.1 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

16、可提高塔的處理能力，但會(huì)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(duì)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(shí)，塔頂蒸氣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氣時(shí)，應(yīng)對(duì)低壓、冷凍劑冷卻和高壓、冷卻水冷卻的方案進(jìn)行比較后，確定適宜的操作方式。 考慮利用較高溫度的蒸氣冷凝熱，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。此

17、處選擇在常壓下操作。3.2 進(jìn)料熱狀態(tài)進(jìn)料狀態(tài)有5種，可用進(jìn)料狀態(tài)參數(shù)q值來表示。進(jìn)料為過冷液體：q1；飽和液體（泡點(diǎn)）：q1；氣、液混合物：0q1；飽和蒸氣（露點(diǎn)）：q0；過熱蒸氣：q0。q值增加，冷凝器負(fù)荷降低而再沸器負(fù)荷增加，由此而導(dǎo)致的操作費(fèi)用的變化與塔頂出料量D和進(jìn)料量F的比值D/F有關(guān)；對(duì)于低溫精餾，不論D/F值如何，采用較高的q值為經(jīng)濟(jì)；對(duì)于高溫精餾，當(dāng)D/F值大時(shí)宜采用較小的q值，當(dāng)D/F值小時(shí)宜采用q值較大的氣液混合物。為使塔的操作穩(wěn)定，免受季節(jié)氣溫影響，精、提餾段采用相同塔徑以便于制造，則采用飽和液體（泡點(diǎn)）進(jìn)料，但需增設(shè)原料預(yù)熱器。若工藝要求減少塔釜加熱量避免釜溫過高，宜

18、采用氣態(tài)進(jìn)料。3.3 加熱方式塔釜一般采用間接蒸汽加熱，但對(duì)塔底產(chǎn)物基本是水，且在低濃度時(shí)的相對(duì)揮發(fā)度較大的體系，也可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點(diǎn)是：可利用壓力較低的蒸汽加熱，塔釜只須安裝鼓泡管，一般可節(jié)省設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用。3.4 冷卻方式用常溫水做冷卻劑是最經(jīng)濟(jì)的，水的入口溫度由氣溫決定，出口溫度由設(shè)計(jì)者確定。3.5 回流比影響精餾操作費(fèi)用的主要因素是塔內(nèi)蒸氣量V。對(duì)于一定的生產(chǎn)能力，即餾出量D一定時(shí)，V的大小取決于回流比。實(shí)際回流比總是介于最小回流比和全回流兩種極限之間。由于回流比的大小不僅影響到所需理論板數(shù)，還影響到加熱蒸汽和冷卻水的消耗量，以及塔板、塔徑、蒸餾釜和冷凝器的結(jié)構(gòu)

19、尺寸的選擇，因此，適宜回流比的選擇是一個(gè)很重要的問題。適宜回流比應(yīng)通過經(jīng)濟(jì)核算決定，即操作費(fèi)用和設(shè)備折舊費(fèi)之和為最低時(shí)的回流比為適宜回流比。但作為課程設(shè)計(jì)，要進(jìn)行這種核算是困難的，通常根據(jù)下面3種方法之一來確定回流比。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)取操作回流比為最小回流比的1.12倍，即R（1.12）Rmin；在一定的范圍內(nèi)，選5種以上不同的回流比，計(jì)算出對(duì)應(yīng)的理論塔板數(shù)，作出回流比與理論塔板數(shù)的曲線。當(dāng)R= Rmin時(shí)，塔板數(shù)為；RRmin后，塔板數(shù)從無限多減至有限數(shù)；R繼續(xù)增大，塔板數(shù)雖然可以減少，但減少速率變得緩慢。因此可在斜線部分區(qū)域選擇一適宜回流比。上述考慮的是一般原則，實(shí)際回流比還應(yīng)視具體情況選定。3.

20、6 熱能的利用精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。采用熱泵技術(shù)可使塔頂蒸氣溫度提高，提高了溫度的蒸氣再用于加熱釜液，使釜液蒸發(fā)的同時(shí)，塔頂蒸氣冷凝。該方法不僅可節(jié)省大量的加熱蒸汽，而且還節(jié)省了大量的冷卻介質(zhì)。當(dāng)然，塔頂蒸氣可用作低溫系統(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(shí)，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。其次，采用合適的回流比，采用蒸餾系統(tǒng)的合理設(shè)置，如采用中間再沸器和中間冷凝器的流程，也都可以有效地提高精餾塔的熱力學(xué)效率。4 板式精餾塔的工藝計(jì)算4.1 物性數(shù)據(jù)表

21、4.1常壓下苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度液相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)x氣相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)y110.560.000000.00000108.790.030000.07110107.610.050000.11200105.050.100000.20800102.790.150000.29400100.750.200000.3720098.840.250000.4420097.130.300000.5070095.580.350000.5660094.090.400000.6190092.690.450000.6670091.400.500000.7130090.110.550000.7550087.630.6

22、50000.8250086.520.700000.8570085.440.750000.8850084.400.800000.9120083.330.850000.9360082.250.900000.9590081.110.950000.9800080.011.000001.00000由化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)P305可知：由表2數(shù)據(jù)可以得出苯-甲苯的t-x-y圖，如圖4-1所示：塔頂：， D=0.98，查表得溫度tD=81.11進(jìn)料：F=0.35，查表得溫度 tF=95.58塔釜：，w=0.02，插值求得tw=109.38由化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)P305可知：由表2數(shù)據(jù)可以得出苯-甲苯的t-x-

23、y圖，如圖4.1所示。圖4.1 苯-甲苯的t-x-y圖表4.2 液體的表面張力項(xiàng)目數(shù)值溫度8090100110120苯，mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，mN/m21.6920.5919.9418.4117.31由化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)P299、P300可知：表4.3 苯與甲苯的液相密度項(xiàng)目數(shù)值溫度()8090100110120苯,kg/815803.9792.5780.3768.9甲苯,kg/810800.2790.3780.3770.0由化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)P303、P304可知：表4.4 液體粘度µ項(xiàng)目數(shù)值溫度()8090100110120苯（mP.

24、s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.2284.2 精餾塔的物料衡算F8333kg/h（60000噸/年）1）料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率塔頂：D=0.98進(jìn)料：F=0.352） 塔釜：w=0.02平均分子量苯的摩爾質(zhì)量甲苯的摩爾質(zhì)量塔頂：進(jìn)料：塔釜：3）物料衡算原料處理量F=總物料衡算 W+D=95.53 （1）易揮發(fā)組分物料衡算 （2）聯(lián)立上式（1）、（2）解得： ，則餾出液的采出率 釜?dú)堃旱牟沙雎蔠/F=4）q線方程計(jì)算表4.5 苯-甲苯的摩爾熱容表4.6 苯-甲苯的汽化潛熱泡點(diǎn)（y）-組成（x）的關(guān)系式：y

25、 = -19.62x3 + 44.95x2 - 55.78x + 110.3 由于F=0.35的苯-甲苯泡點(diǎn)為95.44，平均溫度為此溫度下苯的摩爾熱容CmA：求得CmA= 98.07 kJ/kmol/苯的摩爾汽化潛熱rA ：因此，rA =395.65 kJ/kg=395.6578.11=30904 kJ/kmol 甲苯的摩爾熱容 ：求得=123.02 kJ/kmol/甲苯摩爾汽化潛熱rB ：求得rB=380.7 kJ/kg=380.792.14=35078 kJ/kmol 比較苯與甲苯的摩爾汽化潛熱可知，系統(tǒng)滿足恒摩爾流的假定。加料液的平均摩爾熱容=98.070.35+123.020.65=

26、114.29 kJ/kmol/平均汽化熱 =309040.35+350780.65=33617.1 kJ/kmolq線方程4.3 塔板數(shù)的確定4.3.1 塔板數(shù)的計(jì)算在本設(shè)計(jì)中，因苯甲苯屬于理想物系，可用圖解法計(jì)算理論板數(shù) 。其計(jì)算方法如下：（1）根據(jù)苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)作x-y圖及t -x-y圖（如下圖所示）。通過氣液平衡關(guān)系計(jì)算，計(jì)算結(jié)果列于上表2，通過表在t -x-y圖直角坐標(biāo)系中做出平衡曲線和對(duì)角線，并標(biāo)出c點(diǎn)（、）、e點(diǎn)（、）、a點(diǎn)（、）三點(diǎn)； 苯-甲苯的x-y圖（2） 求最小回流比及操作回流比 。計(jì)算得q=1.12，其q線方程為：yq=9.33xq- 2.92xF=0.35，在x-

27、y圖中對(duì)角線上自點(diǎn)e作出進(jìn)料線（q線），該線與平衡線（a）的交點(diǎn)坐標(biāo)為（ ），此即最小回流比時(shí)操作線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)。依最小回流比計(jì)算式：求相對(duì)揮發(fā)度 ：苯的沸點(diǎn)為80.1，甲苯的沸點(diǎn)為110.63當(dāng)溫度為80.1時(shí)解得：當(dāng)溫度為110.63時(shí)解得：則有 根據(jù)操作回流比R=1.12Rmin，分別取1.1，1.2，1.32.0，以逐板計(jì)算法計(jì)算出相應(yīng)的理論塔板數(shù)。（用簡(jiǎn)捷法求理論板數(shù)） 在全回流下求出所需理論板數(shù)Nmin,對(duì)于接近理想體系的混合物，可以采用芬斯克方程計(jì)算其中，因?yàn)橐驗(yàn)?，塔頂溫度?1.11，塔底溫度為109.38，查得的安托因常數(shù)：對(duì)于苯，其常數(shù)A,B,C分別為6.03055，

28、1211.033，220.79，對(duì)于甲苯，其常數(shù)A,B,C分別為6.07954，1344.8，219.482。塔頂，所以塔頂?shù)膿]發(fā)度為塔底，所以塔頂?shù)膿]發(fā)度為所以 所以Nmin下面以R=1.8Rmin進(jìn)行計(jì)算為例， R=1.8*1.68=3.024， (R-Rmin)/(R+1)=(3.024-1.68）/(3.024+1)=0.3340(N-Nmin)/(N+2)= 因?yàn)镹min=7.57,所以理論塔板數(shù)N=12.72314由上求得R=3.024,=2.5，則q線方程為 精餾段方程為 （b）R=（R+1）（xF-xW)/(xD-xF)+( q-1)（xD-xW)/(xD-xF)= 所以提餾段

29、的操作線方程為 理論板數(shù)計(jì)算：先交替使用相平衡方程(a)與精餾段操作線方程（b）計(jì)算如下：y1=xD=0.98 相平衡 x1=0.951 y2=0.959 x2=0.905 y3=0.92 x3=0.821 y4=0.860 x4=0.710 y5=0.778 x5=0.584 y6=0.682 x6=0.462 y7=0.591 x7=0.366 y8=0.519 x8=0.301< XF=0.35 y9=0.425 x9=0.228 y10=0.320 x10=0.158 y11=0.137 x11=0.060 y12=0.077 x12=0.032 y13=0.037 x13=0.

30、015< xW=0.02總理論塔板數(shù)為13（不包括再沸器），精餾段理論板數(shù)為7，第8板為進(jìn)料板。4.3.2 全塔效率 依式： ，根據(jù)塔頂、塔底液相組成查t -x-y圖，由圖b可得，塔頂溫度為80.95 ，塔底溫度為109.25 ，求得塔平均溫度為： ，該溫度下進(jìn)料液相平均粘度為： 則 4.3.3 實(shí)際塔板數(shù) 精餾段： 提餾段： 故實(shí)際塔板數(shù)：（層）5 塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算5.1 操作壓強(qiáng) 塔頂操作壓力，取每層板的壓降為0.7kPa，則進(jìn)料板的壓力為：；塔底壓力為：；故精餾段平均操作壓力為：；提餾段平均操作壓力為： ；5.2 操作溫度 之前已經(jīng)求得，得到塔頂：，進(jìn)料板溫度，塔底：

31、，則精餾段的平均溫度：；提餾段的平均溫度：；5.3 平均分子量 由逐板計(jì)數(shù)法可知, ,塔頂：，由相平衡方程，可得出 進(jìn)料板：， 塔底： 則精餾段平均分子量：，提餾段平均分子量：，5.4 平均密度 1） 氣相密度 2）液相密度塔頂平均密度的計(jì)算根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表2.3，由內(nèi)插法得： ，由（為質(zhì)量分率）故塔頂：因?yàn)?，即；進(jìn)料板平均密度的計(jì)算同上，由內(nèi)插法可得進(jìn)料板溫度下對(duì)應(yīng)的苯和甲苯的液相密度：進(jìn)料板，由加料板液相組成故塔釜平均密度的計(jì)算由內(nèi)插法可得：塔底：，即;故精餾段平均液相密度：提餾段平均液相密度：5.5 液體表面張力 根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表2.4，由內(nèi)插法得：,，,，。則精餾段平均表面張力：提

32、餾段平均表面張力：5.6 液體粘度 根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表5，由內(nèi)插法得：,，,1， ,。 故精餾段平均液相粘度提餾段平均液相粘度5.7求精餾塔的氣液相負(fù)荷精餾段：提餾段：6 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算6.1 塔徑的計(jì)算精餾段:之前已計(jì)算得精餾段的氣液相體積率為塔板間距HT的選定很重要，可參照下表所示經(jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。表6.1 板間距與塔徑關(guān)系塔徑DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距HT，mm200300250350300450350600400600根據(jù)上表，初選板間距，取板上液層高度，故；精餾段：查化工原理-天津出版社（下冊(cè)）圖35史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得依式 精餾段

33、液相平均表面張力為時(shí)，可取安全系數(shù)為0.7（安全系數(shù)0.60.8），則空塔氣速故。按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.3m,塔截面積為所以實(shí)際空塔氣速為 提餾段：之前已求得 查化工原理-天津出版社（下冊(cè)）圖35史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得；依式提餾段液面平均表面張力為時(shí)可取安全系數(shù)為0.7（安全系數(shù)0.60.8），則故。按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.5m,塔截面積為所以實(shí)際空塔氣速為 6.2 溢流裝置選用單溢流、弓形降液管、凹形受液盤及平直堰，不設(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)計(jì)算如下：（1）溢流堰長(zhǎng)：?jiǎn)我缌魅。ǎ〥，取堰長(zhǎng)為0.66D，即（2）出口堰高：由；查化工原理-天津出版社（下冊(cè)）圖38液流收縮系數(shù)計(jì)算可知：為1,由得：精餾段：故；提

34、餾段：故；(3 )降液管的寬度與降液管的面積：由查（化工原理：圖310弓形降液管的寬度與面積，得：，利用式計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即精餾段：s（5s，符合要求）提餾段： （5s，符合要求）（4）降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速則降液管底隙高度為：精餾段根據(jù)要求應(yīng)為0.03m 提餾段根據(jù)要求應(yīng)為0.06m6.3 塔板布置（1)取邊緣區(qū)寬度,安定區(qū)寬度（2)由式：計(jì)算開孔區(qū)面積，其中：； 所以6.4 篩孔數(shù)與開孔率 精餾段：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳鋼的板厚為,取，故孔中心距。篩孔數(shù)孔，經(jīng)核算，滿足篩板的穩(wěn)定性系數(shù)要求。其開孔率 （在515范圍內(nèi)），則每層板

35、上的開孔面積為，氣體通過篩孔的氣速為：提餾段：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳鋼的板厚為,取，故孔中心距。篩孔數(shù)孔，經(jīng)核算，滿足篩板的穩(wěn)定性系數(shù)要求。其開孔率 （在515范圍內(nèi)），則每層板上的開孔面積為， 氣體通過篩孔的氣速為：6.5 塔的精餾段有效高度 塔頂空間高度HD塔頂空間高度的作用是安裝塔板和人孔的需要，也使氣體中的液滴自由沉降，減少塔頂出口氣體中液滴夾帶，必要時(shí)還可節(jié)省破沫裝置。塔頂空間高度HD一般取1.01.5m,塔徑大時(shí)可適當(dāng)增大。本設(shè)計(jì)取1.2m。塔板間距HT其大小與液氣和霧沫夾帶有密切關(guān)系。板間距越大，可允許氣液速度較高，塔徑可小些；反之，所需的塔徑就要增大。一般來說，取

36、較大的板間距對(duì)提高操作彈性有利，但塔高的增加，會(huì)增加金屬消耗量，增加塔基，支座的負(fù)荷，從而增加全塔的造價(jià)。板間距與塔徑的關(guān)系，應(yīng)通過流體力學(xué)驗(yàn)算，權(quán)衡經(jīng)濟(jì)效益，反復(fù)調(diào)整，作出最佳選擇。 根據(jù)化工原理設(shè)計(jì)表4-1 板間距與塔徑的關(guān)系，塔徑為8001600mm時(shí)，板間距為300450mm，此設(shè)計(jì)選用板間距為400mm。開有人孔的板間距HT人孔直徑一般為450500mm。凡有人孔的上下兩塔板間距HT應(yīng)等于或大于600mm。人孔數(shù)目S是根據(jù)物料清潔程度和塔板安裝方便而確定。對(duì)于無須經(jīng)常清洗的清潔物料，可每隔810塊板設(shè)置一個(gè)人孔。由前面計(jì)算得到，實(shí)際塔板數(shù)為26，共設(shè)3個(gè)人孔。進(jìn)料板空間高度HF進(jìn)料段

37、空間高度HF取決于進(jìn)料口的結(jié)構(gòu)形式和物料狀態(tài)，一般HF要比HT大一些。為了防止進(jìn)料直沖塔板，常在進(jìn)料口處考慮安裝防沖設(shè)施，如防沖板，入口堰，緩沖管，應(yīng)保證這些設(shè)施的安裝。取1.2m。塔底空間高度HB塔底空間高度HB具有中間儲(chǔ)槽的作用，塔釜料液最好能有在塔底有1015min的儲(chǔ)量，以保證塔底料液不致排完。此處取1.8m左右。塔體總高度H塔體總有效高度：H=HD+（N-S）HT+SHT+HF+HB=1.2+（26-3）*0.4+3*0.8+1.8+1.2=15.8m7 篩板流體力學(xué)驗(yàn)算7.1 氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?（1）干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂?，查干篩孔的流量系數(shù)圖得，由式 （2）氣體

38、穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋壕s段：，由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)0.625，所以提餾段：，由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)0.605，所以3)克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋壕s段 ，故 則單板壓強(qiáng)： 提餾段 ，故 則單板壓強(qiáng) ： 7.2 霧沫夾帶量的驗(yàn)算精餾段： 提餾段：故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過量霧沫夾帶。7.3 漏液驗(yàn)算精餾段：篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過量漏液。提餾段： 篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過量漏液。8 塔板負(fù)荷性能圖8.1 精餾段8.1.1 霧沫夾帶線（1）式中 （a），近似取 , 故 （b）取霧沫夾帶極限值為。 已知，并將代入得下式： 整理

39、得：在操作范圍內(nèi)任取4個(gè)值，依上式算出相應(yīng)的值列于表8.1中：表8.1 -值表1.7481.6711.5711.488依表中數(shù)據(jù)在VSLS圖中作出霧沫夾帶線，如圖8.1中線（1）所示。8.1.2 液泛線（2）由式 （a） 近似取.0， 由式：故 （b） 由式前已算出） （c） （d）將，及（）、（）、（）代入（）整理得下式：在操作范圍內(nèi)取4個(gè)值，依上式計(jì)算值列于表8.2中： 表8.2 -值表1.6781.5771.4341.296 依表中數(shù)據(jù)作出液泛線，如圖8.中線（2）所示。8.1.3 液相負(fù)荷上限線（3）取液體在降液管中停留時(shí)間為4秒，由下式液相負(fù)荷上限線為VSLS圖中與氣相流量無關(guān)的垂線

40、。8.1.4 漏液線（氣相負(fù)荷下限線）（4）由、 代入漏液點(diǎn)氣速式：（前已算出），代入上式并整理得： 此即氣相負(fù)荷下限關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)任取4個(gè)值，依上式計(jì)算相應(yīng)的值，列于表8.3中：表8.3 -值表0.3590.370.3820.392依表中數(shù)據(jù)作氣相負(fù)荷下限線，如圖8.1中線（4）所示。8.1.5 液相負(fù)荷下限線（5）： 取平堰、堰上液層高度為液相負(fù)荷下限條件，取則； 即整理上式得在圖8.1中作線（5），即為液相負(fù)荷下限線。將以上5條線標(biāo)繪于圖（圖）中，即為精餾段負(fù)荷性能圖。5條線包圍區(qū)域?yàn)榫s段塔板操作區(qū)，P為操作點(diǎn)，OP為操作線。OP線與（1）線的交點(diǎn)相應(yīng)相負(fù)荷為，OP線與氣相負(fù)荷下

41、限線（4）的交點(diǎn)相應(yīng)氣相負(fù)荷為。精餾段的操作彈性圖8.1 精餾段復(fù)合性能圖8.2 提餾段8.2.1 霧沫夾帶線（1） 式中 （a），近似取 , 故 （b）取霧沫夾帶極限值為。 已知，并將代入得下式： 整理得： 在操作范圍內(nèi)任取4個(gè)值，依上式算出相應(yīng)的值列于表8.4中：表8.4 VSLS值表1.8271.7511.6541.572依表中數(shù)據(jù)在VSLS圖中作出霧沫夾帶線，如圖8.2中線（1）所示。8.2.2 液泛線（2）由式 （a） 近似取.0， 由式：故 （） 由式前已算出） （） （）將，及（）、（）、（）代入（）整理得下式：在操作范圍內(nèi)取4個(gè)值，依上式計(jì)算值列于表8.5中： 表8.5 VSL

42、S值表1.2561.2221.1771.135依表中數(shù)據(jù)作出液泛線，如圖8.2中線（2）所示。8.2.3 液相負(fù)荷上限線（3）取液體在降液管中停留時(shí)間為4秒，由下式液相負(fù)荷上限線為VSLS圖中與氣相流量無關(guān)的垂線，如圖8.1中線（3）所示。8.2.4 漏液線（氣相負(fù)荷下限線）（4）由、 代入漏液點(diǎn)氣速式：（前已算出），代入上式并整理得：此即氣相負(fù)荷下限關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)任取個(gè)值，依上式計(jì)算相應(yīng)的值，列于表8.5中：表8.5 VSLS值表0.3230.3330.3460.356依表中數(shù)據(jù)作氣相負(fù)荷下限線，如圖8.2中線（4）所示。8.2.5 液相負(fù)荷下限線（5）： 取平堰、堰上液層高度為液相負(fù)

43、荷下限條件，取則； 即整理上式得在圖8.2中作線（5），即為液相負(fù)荷下限線，如圖8.2所示。將以上5條線標(biāo)繪于圖8.2中，即為提餾段負(fù)荷性能圖。5條線包圍區(qū)域?yàn)榫s段塔板操作區(qū)，P為操作點(diǎn)，OP為操作線。OP線與（2）線的交點(diǎn)相應(yīng)相負(fù)荷為，OP線與氣相負(fù)荷下限線（4）的交點(diǎn)相應(yīng)氣相負(fù)荷為。提餾段的操作彈性圖8.2 提餾段復(fù)合性能圖9板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備設(shè)計(jì)9.1 塔體結(jié)構(gòu)板式塔內(nèi)部裝有塔板、降液管、各物流的進(jìn)出口管及人孔、基座、除沫器等附屬裝置。除一般塔板按設(shè)計(jì)板間距安裝外，其他處根據(jù)需要決定其間距。1、塔頂空間塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，此段遠(yuǎn)高于板

44、間距（甚至高出1倍以上），或根據(jù)除沫器要求高度決定。本設(shè)計(jì)取HD =1.2m2、塔底空間塔底空間指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值由如下兩因素決定，即：（1）塔底貯液空間依貯存液量停留35min或更長(zhǎng)時(shí)間（易結(jié)焦物料可縮短停留時(shí)間）而定。（2）塔底液面至最下層塔板之間要有12m的間距，大塔可大于此值。本設(shè)計(jì)取HB =1.8m3、人孔 一般每隔68層塔板設(shè)一人孔（安裝、檢修用），需經(jīng)常清洗時(shí)每隔34塊塔板處設(shè)一人孔。設(shè)人孔處的板間距等于或大于0.6m，人孔直徑一般為450500mm，其伸出塔體的筒體長(zhǎng)為200250mm，人孔中心距操作平臺(tái)為8001200mm。 本設(shè)計(jì)除了塔頂、塔底、進(jìn)料板各安裝一

45、個(gè)人孔外，在精餾段、提鎦段中間各安裝一個(gè)人孔，方便檢修。4、進(jìn)料空間由于兩相進(jìn)料，又要安裝人孔，故取HF =1.2m9.2 塔板結(jié)構(gòu)塔板按結(jié)構(gòu)特點(diǎn)，大致可分為整塊式和分塊式兩類塔板。塔徑為300900mm時(shí)，一般采用整塊式；塔徑超過800900mm時(shí)，由于剛度、安裝、檢修等要求，多將塔板分成數(shù)塊通過人孔送入塔內(nèi)。對(duì)塔徑為8002400mm的單流型塔板，分塊數(shù)如表6-1：本設(shè)計(jì)采用單溢型塔板，塔徑D=1200mm>800mm，故采用分塊式，分成3塊。10 輔助設(shè)備設(shè)計(jì)或選型10.1 冷凝器塔頂上升蒸汽經(jīng)過冷凝器，全部冷凝下來成為液體，一部分回流至塔內(nèi)，一部分再經(jīng)過冷卻作為產(chǎn)品?；蛘?，上升蒸汽經(jīng)過冷凝器部分冷凝下來，作為回流液回流至塔內(nèi)，余下蒸汽再進(jìn)入冷凝器，冷凝下來并進(jìn)而冷卻至一定溫度作為產(chǎn)品取出。綜上所述，本設(shè)計(jì)采用全凝器冷凝，塔頂回流冷凝器采用重力回流直立式。飽和液體進(jìn)料時(shí)的冷凝器熱負(fù)荷計(jì)算：飽和液體進(jìn)料時(shí)，精餾段每層塔板上升蒸汽的摩爾質(zhì)量V等于進(jìn)入冷凝器的蒸汽流量，即V=(R