化工原理課程設(shè)計(jì)苯甲苯精餾塔設(shè)計(jì)

1、資 料前 言化工原理課程設(shè)計(jì)是培育同學(xué)化工設(shè)計(jì)才能的重要教學(xué)環(huán)節(jié),通過課程設(shè)計(jì)使 我們初步把握化工設(shè)計(jì)的基礎(chǔ)學(xué)問、設(shè)計(jì)原就及方法；學(xué)會(huì)各種手冊(cè)的使用方法及物 理性質(zhì)、化學(xué)性質(zhì)的查找方法和技巧；把握各種結(jié)果的校核,能畫出工藝流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形；在設(shè)計(jì)過程中不僅要考慮理論上的可行性,仍要考慮生產(chǎn)上的安全性、經(jīng)濟(jì)合理性；化工生產(chǎn)常需進(jìn)行液體混合物的分別以達(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部分冷凝達(dá)到輕重 組分分別的方法；塔設(shè)備一般分為階躍接觸式和連續(xù)接觸式兩大類；前者的代表是板 式塔,后者的代表就為填料塔；生產(chǎn)才能大于 10.5%,板效率

2、提高產(chǎn)量 15% 篩板塔和泡罩塔相比較具有以下特點(diǎn)：左右；而壓降可降低 30%左右；另外篩板塔結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)潔,消耗金屬少,塔板的造價(jià)可減 少 40%左右；安裝簡(jiǎn)潔,也便于清理檢修；本次課程設(shè)計(jì)為年處理含苯質(zhì)量分?jǐn)?shù) 36% 的苯- 甲苯混合液 4 萬噸的篩板精餾塔設(shè)計(jì),塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè) 備之一；它可使氣 或汽 液或液液兩相之間進(jìn)行緊密接觸,達(dá)到相際傳質(zhì)及傳熱的目 的；在設(shè)計(jì)過程中應(yīng)考慮到設(shè)計(jì)的精餾塔具有較大的生產(chǎn)才能滿意工藝要求,另外仍 要有肯定的潛力；節(jié)約能源,綜合利用余熱；經(jīng)濟(jì)合理,冷卻水進(jìn)出口溫度的高低,一方面影響到冷卻水用量；另一方面影響到所需傳熱面積的大小；即對(duì)操作費(fèi)用和設(shè)

3、備費(fèi)用均有影響,因此設(shè)計(jì)是否合理的利用熱能 題；R 等直接關(guān)系到生產(chǎn)過程的經(jīng)濟(jì)問目錄 第一章 緒論 . 1 1.1 精餾條件的確定 . 1 1.1.1 精餾的加熱方式 1.1.2 精餾的進(jìn)料狀態(tài) 1.1.3 精餾的操作壓力. 1 . 1 . 1 1.2 確定設(shè)計(jì)方案 . 1 1.2.1 工藝和操作的要求 . 2 1.2.2 滿意經(jīng)濟(jì)上的要求 . 2 1.2.3 保證安全生產(chǎn) . 2 其次章 設(shè)計(jì)運(yùn)算 . 2 2.1 設(shè)計(jì)方案的確定 . 2 2.2 精餾塔的物料衡算 . 2 2.2.1 原料液進(jìn)料量、塔頂、塔底摩爾分率. 2 2.2.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量. 3 2.2.3 物

4、料衡算 . 3 2.3 塔板運(yùn)算 . 3 2.3.1 理論板數(shù) NT的求取 . 3 2.3.2 全塔效率的運(yùn)算. 4 2.3.3 求實(shí)際板數(shù) . 4 2.3.4 有效塔高的運(yùn)算. 4 2.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的運(yùn)算. . 4 2.4.1 操作壓力的運(yùn)算 . 4 2.4.2 操作溫度的運(yùn)算. 5 2.4.3 平均摩爾質(zhì)量的運(yùn)算 . 5 2.4.4 平均密度的運(yùn)算. 6 2.4.5 液體平均表面張力的運(yùn)算 . 7 2.4.6 液體平均黏度的運(yùn)算. 8 2.4.7 氣液負(fù)荷運(yùn)算 . 8 2.5 塔徑的運(yùn)算 . 8 2.6 塔板主要工藝尺寸的運(yùn)算. 9 2.6.1 溢流裝置運(yùn)算 . 9

5、2.6.2 塔板布置 . 11 2.7 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降. . 12 2.7.1 精餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降 . 12 2.7.2 提餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降. 13 2.8 塔板負(fù)荷性能圖 . 14 2.81 精餾段塔板負(fù)荷性能圖 2.82 提餾段塔板負(fù)荷性能圖. 14 . 15 第三章 設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表. 錯(cuò)誤 . 未定義書簽；第四章 板式塔結(jié)構(gòu) . 17 4.1 塔頂空間 . 18 4.2 塔底空間 . 18 4.3 人孔 . 18 4.4 塔高 . 18 第五章 致謝 . 19 參考文獻(xiàn) . 20第一章 緒論1.1 精餾條件的確定本精餾方案適用于工業(yè)生產(chǎn)中苯- 甲苯

6、溶液二元物系中進(jìn)行苯的提純；精餾塔苯塔的產(chǎn)品要求純度很高,而且要求塔頂、塔底產(chǎn)品同時(shí)合格,一般的精餾溫度掌握遠(yuǎn)遠(yuǎn)達(dá) 不到這個(gè)要求； 故在實(shí)際生產(chǎn)過程掌握中只有采納靈敏板掌握才能達(dá)到要求；故苯塔采 用溫差掌握；1.1.1 精餾的加熱方式蒸餾釜的加熱方式通常采納間接蒸汽加熱,設(shè)置再沸器； 有時(shí)也可采納直接蒸汽加熱；然而,直接蒸汽加熱,由于蒸汽的不斷通入,對(duì)塔底溶液起了稀釋作用,在塔底易揮發(fā)物缺失量相同的情形下,塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低,因而塔板數(shù)稍有增加；采納直接蒸汽加熱時(shí),加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力,以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力；1.1.2 精餾的進(jìn)料狀態(tài)進(jìn)料狀態(tài)直接影

7、響到進(jìn)料線（q 線）、操作線和平穩(wěn)關(guān)系的相對(duì)位置,對(duì)整個(gè)塔的熱量衡算也有很大的影響；和泡點(diǎn)進(jìn)料相比：如采納冷進(jìn)料,在分別要求肯定的條件下 所需理論板數(shù)少,不需預(yù)熱器,但塔釜熱負(fù)荷（一般需采納直接蒸汽加熱）從總熱量看 基本平穩(wěn),但進(jìn)料溫度波動(dòng)較大,操作不易掌握；如采納露點(diǎn)進(jìn)料,就在分別要求肯定 的條件下,所需理論板數(shù)多,進(jìn)料前預(yù)熱器負(fù)荷大,能耗大,同時(shí)精餾段與提餾段上升 蒸汽量變化較大,操作不易掌握,受外界條件影響大；泡點(diǎn)進(jìn)料介于二者之間,最大的優(yōu)點(diǎn)在于受外界干擾小,塔內(nèi)精餾段、提餾段上升 蒸汽量變化較小,便于設(shè)計(jì)、制造和操作掌握；故此設(shè)計(jì)采納泡點(diǎn)進(jìn)料；1.1.3 精餾的操作壓力 精餾操作在常壓

8、下進(jìn)行, 由于苯沸點(diǎn)低, 適合于在常壓下操作而不需要進(jìn)行減壓操 作或加壓操作；同時(shí)苯物系在高溫下不易發(fā)生分解、聚合等變質(zhì)反應(yīng)且為液體（不是混 合氣體）；所以,不必要用加壓或減壓精餾；另一方面,加壓或減壓精餾能量消耗大,在常壓下能操作的物系一般不用加壓或減壓精餾；1.2 確定設(shè)計(jì)方案確定設(shè)計(jì)方案總的原就是在可能的條件下,盡量采納科學(xué)技術(shù)上的最新成就,使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)上最先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)上最合理的要求,符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原就；為此,必需詳細(xì)考慮如下幾點(diǎn)：1.2.1 工藝和操作的要求 所設(shè)計(jì)出來的流程和設(shè)備, 第一必需保證產(chǎn)品達(dá)到任務(wù)規(guī)定的要求,而且質(zhì)量要穩(wěn)定,這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)固,入塔

9、料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)固,從而需要實(shí)行相應(yīng)的措施；其次所定的設(shè)計(jì)方案需要有肯定的操作彈性,各處流量應(yīng)能在肯定范疇內(nèi)進(jìn)行調(diào)劑,必要時(shí)傳熱量也可進(jìn)行調(diào)整；因此,在必要的位置上要裝置調(diào)劑閥門,在管路中安裝備用支線；運(yùn)算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時(shí),也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動(dòng)；再其次,要考慮必需裝置的外表 如溫度計(jì)、壓強(qiáng)計(jì),流量計(jì)等 及其裝置的位置,以便能通過這些外表來觀測(cè)生產(chǎn)過程是否正常,1.2.2 滿意經(jīng)濟(jì)上的要求從而幫忙找出不正常的緣由, 以便實(shí)行相應(yīng)措施；要節(jié)約熱能和電能的消耗, 削減設(shè)備及基建費(fèi)用； 如前所述在蒸餾過程中如能適當(dāng) 地利用塔頂、塔底的廢熱,就能節(jié)約許多生蒸汽和冷卻水,也能削減電能消耗；

10、又如冷 卻水出口溫度的高低, 一方面影響到冷卻水用量, 另方面也影響到所需傳熱面積的大小,即對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)都有影響；同樣,回流比的大小對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)也有很大影響；1.2.3 保證安全生產(chǎn) 例如苯屬有毒物料,不能讓其蒸汽充滿車間；又如,塔是指定在常壓下操作的,塔 內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空,都會(huì)使塔受到破壞,因而需要安全裝置；以上三項(xiàng)原就在生產(chǎn)中都是同樣重要的；但在化工原理課程設(shè)計(jì)中, 對(duì)第一個(gè)原就應(yīng)作較多的考慮, 對(duì)其次個(gè)原就只作定性的考慮, 而對(duì)第三個(gè)原就只要求作一般的考慮；其次章 設(shè)計(jì)運(yùn)算2.1 設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)采納連續(xù)精餾流程,飽和液體進(jìn)料；塔頂上升蒸汽采納全凝器冷凝,冷凝液在

11、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(chǔ)罐；該物系屬于易分離物系, 最小回流比比較小,故操作回流比取最小回流比的 2 倍；塔釜采納飽和蒸汽間接加熱,塔底產(chǎn)品冷卻后送至儲(chǔ)罐；2.2 精餾塔的物料衡算2.2.1 原料液進(jìn)料量、塔頂、塔底摩爾分率（生產(chǎn)才能）進(jìn)料量 ：F=85000t/年苯的摩爾質(zhì)量 MA=78.11Kg/mol 甲苯的摩爾質(zhì)量 M B=92.13Kg/mol 2.2.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 2.2.3 物料衡算原料處理量F850000001.37102kmol/h8 5.96127200總物料衡算F=D+W =137kmol/h 苯物料衡算0. 4

12、4F0. 983D0. 024 W聯(lián)立解得：D=59.43Kmol/h W=77.57Kmol/h2.3 塔板運(yùn)算2.3.1 理論板數(shù) NT的求取1相對(duì)揮發(fā)度的求取查 溫度 -組成 圖得 td=80當(dāng)取 td=80時(shí) 當(dāng)取 td=92.6時(shí)tw=92.6（由表 2）P A146.004kp,P B58.94kp2 最小回流比的求取由于是飽和液體進(jìn)料,有q=1,q 線為一垂直線,故x Px F.044,依據(jù)相平穩(wěn)方程有 最小回流比為對(duì)于平穩(wěn)曲線不正常情形下,取回流比R=1.1-2RminR=1.5Rmin=2.16（3）精餾塔的氣、液相負(fù)荷 4 操作線方程 精餾段操作線方程 提餾段操作線方程 5

13、逐板法求理論板數(shù)運(yùn)算過程如下相平穩(wěn)方程y15x1x即y125.xx15.變形得：x2 .y5y1.精餾段操作線方程提餾段操作線方程用精餾段操作線和相平穩(wěn)方程進(jìn)行逐板運(yùn)算：故精餾段理論板數(shù) n=7 用提餾段操作線和相平穩(wěn)方程連續(xù)逐板運(yùn)算：故提餾段理論板數(shù) n=8（不包括再沸器）2.3.2 全塔效率的運(yùn)算由 td=80tw=92.6運(yùn)算出 tm=93.5 依據(jù)表 6 分別查得苯、甲苯在平均溫度下的粘度內(nèi)差法運(yùn)算出A0 . 271mPaS,B0 . 278mPaS平均粘度由公式,得依據(jù)奧康奈爾（ Oconnell）公式運(yùn)算全塔效率 E T2.3.3 求實(shí)際板數(shù)精餾段實(shí)際板層數(shù)提餾段實(shí)際板層數(shù)全塔共有

14、塔板 28 塊,進(jìn)料板在第 14 塊板；2.3.4 有效塔高的運(yùn)算精餾段有效塔高提餾段有效塔高在精餾段和提餾段各設(shè)人孔一個(gè),高度為 600mm, 故有效塔高 Z 4 8. 5 6. 0 6. 2 11 6. m2.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的運(yùn)算2.4.1 操作壓力的運(yùn)算塔頂操作壓力 P101.3 kPa 每層塔板壓降 P0.7 kPa 進(jìn)料板壓力 P 101.3+0.7 13110.4kPa 塔底操作壓力 P =101.3+0.7 15111.8kPa 精餾段平均壓力 P m 1（101.3+110.4）/2105.85 kPa 提餾段平均壓力 P m 2 =（110.4+111.8

15、）/2 =111.1kPa 2.4.2 操作溫度的運(yùn)算塔頂溫度 Dt 80進(jìn)料板溫度 Ft 92 . 6塔底溫度 t W 107精餾段平均溫度 mt 1 =（ 80+92.6）/2 = 86.3提餾段平均溫度 t m 2 =（92.6+107）/2 =99.82.4.3 平均摩爾質(zhì)量的運(yùn)算塔頂平均摩爾質(zhì)量運(yùn)算由由X D1y0.983 帶入相平穩(wěn)方程,得 x1=0.959進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量運(yùn)算由上面理論板的算法,得y 0.654,x 0.43 塔底平均摩爾質(zhì)量運(yùn)算由x W=0.01,由相平穩(wěn)方程,得yW=0.026 Ml, W m.0 0178 . 11 1.0 01 92 . 1391 . 9

16、9 kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量提餾段平均摩爾質(zhì)量2.4.4 平均密度的運(yùn)算 氣相平均密度運(yùn)算 由抱負(fù)氣體狀態(tài)方程運(yùn)算,精餾段的平均氣相密度即VmPMVM8.105.85380.66.152.86kg/m3RTM31486.273提餾段的平均氣相密度 液相平均密度運(yùn)算 液相平均密度依下式運(yùn)算,即1LmaALAaBLB由 tD80,查手冊(cè)得A815 kg/3 m求得L,D mB810 kg/3 m塔頂液相的質(zhì)量分率A0.981.0 980 . 02得814 9. kg/3 mL,D m814810由 tf92.06,查共線圖得A800 . 9 kg/3 mB797.63kg/3 m塔頂液相的

17、質(zhì)量分率1求得A0 .4378. 1192. 13/0.390 .4378.1110.430 . 390 . 61797 . 63得L,Fm800 kg3 mL,F m800 . 09c. 塔底液相平均密度的運(yùn)算由 tw107,A783. 96kg/m30 . 01B783 3. kg/3 m0 . 085塔頂液相的質(zhì)量分率A.00178 . 1192 . 1378 .1110 . 0110 . 08510 . 085得L, Wm730 kg/3 mL, W m783 . 96783 . 3精餾段液相平均密度為L(zhǎng)m814.9800807. 45kg/3 m2提餾段液相平均密度為 2.4.5 液

18、體平均表面張力的運(yùn)算由公式：LmLn1xLLa.塔頂液相平均表面張力的運(yùn)算由 tD80,查手冊(cè)A21.27mN/mB21. 69mN/m b.進(jìn)料板液相平均表面張力的運(yùn)算 由 tF92.06,查共線圖得A19 . 75 mN/m B20 . 42 mN/m c.塔底液相平均表面張力的運(yùn)算 由 tw107,查共線圖得A18 .02 mN/m B18 . 87 mN/m 精餾段液相平均表面張力為L(zhǎng)m21.28220. 1320.21 mN/m 提餾段液相平均表面張力為2.4.6 液體平均黏度的運(yùn)算由公式：Lmx ii及查手冊(cè)得塔頂液相平均黏度的運(yùn)算由 tD80,查共線圖得A0 . 308 mPas

19、 B0 . 311 mPas a. 進(jìn)料板液相平均黏度的運(yùn)算 由 tF92.06,查共線圖得 b. 塔底液相平均黏度的運(yùn)算 由 tw107,查共線圖得A0.257mPas B0.26mPas 精餾段液相平均黏度為L(zhǎng)m.0 3082.0 2800 . 294 mPas 提餾段液相平均黏度為 2.4.7 氣液負(fù)荷運(yùn)算 精餾段：提餾段：2.5 塔徑的運(yùn)算塔板間距 HT 的選定很重要,它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分別效率、塔的操作彈性,以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)；可參照下表所示體會(huì)關(guān)系選??；表 2.1 板間距與塔徑關(guān)系塔徑 DT,m 0.30.5 0.50.8 0.81.6 1.62.4 2.44.0

20、板間距 H T,200300 250350 300450 350600 400600 mm 對(duì)精餾段：初選板間距H T0. 40m,取板上液層高度hL0. 06m,HThL0.400.060.34m ；查史密斯關(guān)聯(lián)圖得 C20=0.070；依式校正物系表面張力為可取安全系數(shù)為 0.7,就（安全系數(shù) 0.60.8）,按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為 1.6m,就空塔氣速 0.73m/s；對(duì)提餾段：初選板間距 H T 0 . 40 m,取板上液層高度 hL 0 . 06 m,故 H L h T 0 . 034 m；查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得 C20=0.065；依式校正物系表面張力為 19 . 58 mN / m 時(shí)可取

21、安全系數(shù)為 0.7 ,就（安全系數(shù) 0.6 0.8 ）,故按標(biāo)準(zhǔn) ,塔徑圓整為 2.0m,就空塔氣速 0.46m/s；將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一樣,依據(jù)塔徑的挑選規(guī)定, 對(duì)于相差不大的二塔徑取二者中較大的,因此在設(shè)計(jì)塔的時(shí)候塔徑取 2m；2.6 塔板主要工藝尺寸的運(yùn)算2.6.1 溢流裝置運(yùn)算精餾段因塔徑 D2m,可選用單溢流弓形降液管,采納平行受液盤；對(duì)精餾段各項(xiàng)運(yùn)算如下：a溢流堰長(zhǎng)wl ：?jiǎn)我缌鲄^(qū)wl =（0.60.8）D,取堰長(zhǎng)為wl =0.60D=0.60 2.0=1.2m b出口堰高h(yuǎn) ：Lh0. 003636009 .81lw/ D.0 60,l.25w1.25.2

22、查液流收縮系數(shù)運(yùn)算圖可以圖 2.1 液流收縮系數(shù)運(yùn)算圖查得 E=1.04,就故h wh Lh OW0 . 060 . 0140 .046 mc降液管的寬度 W 與降液管的面積 A ：由 lw / D 0 . 06 查弓形降液管的寬度與面積圖圖 2.2 弓形降液管的寬度與面積Wd / D .0 124,A f / A T 0 . 056Wd 0 . 124 D 0 . 124 1 2. 0 . 198 m,利用 3600 A f H T運(yùn)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積,L h即 3600 A f H T12 . 56 S（大于 5s,符合要求）L hd降液管底隙高度 h ：取液體通過降

23、液管底隙的流速 uo 0 . 08 m / s（0.07-0.25m/s）依式滿意條件,故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理e受液盤采納平行形受液盤,不設(shè)進(jìn)堰口,深度為 60mm提餾段因塔徑 D2m,可選用單溢流弓形降液管,采納平行受液盤；對(duì)精餾段各項(xiàng)計(jì)算如下： a溢流堰長(zhǎng)wl ：?jiǎn)我缌鲄^(qū) lW=（0.60.8）D,取堰長(zhǎng)wl 為 0.60D=0.60 2.0=1.2m b出口堰高h(yuǎn) ：h Wh Lh OWl w/ D0 . 60,lLhw0 .003636009.8125.1.25.2查液流收縮系數(shù)運(yùn)算圖可以得到液流收縮系數(shù)E；查得 E=1.04,就故 h w h L h OW 0 . 06 0 . 0

24、14 0 . 046 mc降液管的寬度 W 與降液管的面積 d A ：由l w / D 0 . 60 查弓形降液管的寬度與面積圖可得Wd / D .0 124,A f / A T 0 . 056Wd 0 . 124 D 0 . 124 1 2. 0 . 198 m,2 3 . 14 2 2Af 0 . 056 D 0 . 056 2 0 . 113 m4 4利用 3600 A f H T運(yùn)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積,L hd降液管底隙高度 h ：取液體通過降液管底隙的流速 0 0 . 01 m/ s（0.07-0.25m/s）滿意條件,故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理e受液盤采納平行形受

25、液盤,不設(shè)進(jìn)堰口,深度為 60mm2.6.2 塔板布置a塔板的分塊因 D1200mm,故塔板采納分塊式；塔極分為 取邊緣區(qū)寬度4 塊；對(duì)精餾段：由于小塔邊緣區(qū)寬度取3050mm 所以這里取Wc0 .04m安定區(qū)寬度 由于 D=1.2m1.5m 故 b開孔區(qū)面積 運(yùn)算開孔區(qū)面積RDW c20 . 040. 96m,xD20W dWs10 .1980 .070 .73m222篩孔數(shù) n與開孔率：3 mm碳鋼板,取篩板直徑d05 mm,篩孔本例所處理是物系無腐蝕性,可選用按正三角形排列取孔中心距t 為t45mm就每層板上的開孔面積A 為氣體通過篩孔的氣速為：2.7 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降2.7.

26、1 精餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降1 干板阻力 h 運(yùn)算；干板阻力由下式運(yùn)算：由 d 0 5 3 1 . 67,查篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖圖 2.3 得C00 .8410 . 3520 . 027 m液柱故h c1Vu 02212 . 862gLC 09 . 81807 .450 . 842 氣體通過液層的阻力lh 運(yùn)算；氣體通過液層的阻力h 由下式運(yùn)算,即查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得0 .62；故h 1h L.058.0060 . 0372 m 液柱；3 液體表面張力的阻力運(yùn)算；液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h 由下式運(yùn)算,即：氣體通過每層塔板的液柱高度 h 按下式運(yùn)算：氣體通過每層塔板的壓降為：2 液面

27、落差對(duì)于篩板塔,液面落差很小,且本設(shè)計(jì)的塔徑和液流量均不大,故可忽視液面落差的影響；3 溢流液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高 塔板不設(shè)進(jìn)口堰 就H 應(yīng)聽從下式所表示的關(guān)系,即：苯甲苯物系屬一般物系,取05.,就：所以設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象4 霧沫夾帶 霧沫夾帶按下式運(yùn)算：故液沫夾帶量 v在答應(yīng)的范疇內(nèi)；5 漏液對(duì)篩板塔,漏液點(diǎn)氣速可由以下公式運(yùn)算：穩(wěn)固系數(shù)為故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液；2.7.2 提餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降1 干板阻力運(yùn)算；干板阻力由下式運(yùn)算：由d0531. 67,查篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖得2 氣體通過液層的阻力運(yùn)算；查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得 0 . 68；故 h 1 h

28、L .0 68 .0 06 0 . 04 m 液柱；3 液體表面張力的阻力 h 運(yùn)算；液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h 由下式運(yùn)算,即：氣體通過每層塔板的液柱高度 h 按下式運(yùn)算：h p h c h l h 0 . 031 .0 04 0 . 0104 0 . 072 m 液柱氣體通過每層塔板的壓降為：2 液面落差對(duì)于篩板塔,液面落差很小,且本設(shè)計(jì)的塔徑和液流量均不大,故可忽視液面落差的影響；3 溢流液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高應(yīng)聽從下式所表示的關(guān)系,即：塔板不設(shè)進(jìn)口堰就05.,就：苯甲苯物系屬一般物系,取所以設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象4 霧沫夾帶霧沫夾帶按下式運(yùn)算：故液沫夾帶量 v在答應(yīng)的范

29、疇內(nèi)；5 漏液對(duì)篩板塔,漏液點(diǎn)氣速可由以下公式運(yùn)算：穩(wěn)固系數(shù)為故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液；2.8 塔板負(fù)荷性能圖2.81 精餾段塔板負(fù)荷性能圖1漏液線0minVsmin/ A 0, h Lh wh ow,A 0. A a得：整理得：在操作范疇內(nèi),任取幾個(gè)L 值,依上式運(yùn)算出V 值,運(yùn)算結(jié)果列于下表表 2.2 漏液線運(yùn)算結(jié)果Ls / m 3/ s 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01 Vs / m 3 s 1.22 1.24 1.254 1.27 1.32 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線 1 2 霧沫夾帶線以 v 0 . 1 kg 液 / kg 氣 為限,求 V s L s 關(guān)系如下：

30、在操作范疇內(nèi),任取幾個(gè) L 值,依上式運(yùn)算出 V 值,運(yùn)算結(jié)果列于下表表 2.3 霧沫夾帶線運(yùn)算結(jié)果Ls / m 3 s 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01 3Vs / m / s 4.001 3.89 3.79 3.696 3.361 由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線 2 3液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰,取堰上液層高度how.006 m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn) : 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線 3 4液相負(fù)荷上限線以 0 4. s 作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線 4；5液泛線由 E=1.04,wl.1 2.得：,0 .

31、5已算出h2 . 03103m 液柱H T0 .4m,hW.0 046 m,代入整理得：在操作范疇內(nèi),任取幾個(gè)2 V s11.5880.32 L s/359502 L s2.4；Ls 值,依上式運(yùn)算出Vs 值,運(yùn)算結(jié)果列于表表 2.4 Ls /m3/s 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01 圖 2.4 Vs /m3/s 9.74 9.46 9.13 8.81 7.18 精餾段負(fù)荷性能圖2.82 提餾段塔板負(fù)荷性能圖1 漏液線0minVsmin/ A 0, h Lh wh ow,A 0. A a整理得：在操作范疇內(nèi),任取幾個(gè)sl 值,依上式運(yùn)算出V 值,運(yùn)算結(jié)果列于下表 2.

32、5 漏液線運(yùn)算結(jié)果Ls / m 3 s 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01 Vs / m 3 s 0.92 0.92 0.93 0.94 0.80 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線 1 2 霧沫夾帶線以 以 v 0 kg 液 / kg 氣為限,求 求 V s L s 的關(guān)系如下：在操作范疇內(nèi),任取幾個(gè) sl 值,依上式運(yùn)算出 V 值,運(yùn)算結(jié)果列于下表表 2.6 液沫夾帶線運(yùn)算結(jié)果Ls / m 3 s 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01 Vs / m 3 / s 3.626 3.527 3.436 3.357 3.04 由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線 2 3液相

33、負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰,取堰上液層高度 how .0 06 m 作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn) : 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線 3 4液相負(fù)荷上限線以 5 作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線 4；5液泛線由 E=1.04, wl =1.2 得：已算出hm1 .04103m 液柱,0 . 5H T0 .4hW.0 046 m,代入整理得：V212. 95259.2 L s/38943.2 L sVs 值,運(yùn)算結(jié)果列于表s在操作范疇內(nèi),任取幾個(gè)Ls 值,依上式運(yùn)算出表 2.7 Ls/m3/s 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01

34、Vs /m 3/s 12.4 12.28 12.17 12.06 11.66 第三章 設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表運(yùn)算數(shù)據(jù)項(xiàng)目 符號(hào) 單位精餾段 提留段各段平均壓強(qiáng) Pm kPa 105.85 111.1 各段平均溫度 tm86.3 99.8 平均 氣相 V S m 3/s 1.47 1.46流量 液相 L S m 3/s 0.036 0.086實(shí)際塔板數(shù) N 塊 7 8 板間距 HT m 0.40 0.40 塔的有效高度 Z m 4.8 5.6 塔徑 D m 2 2 空塔氣速 u m/s 0.73 0.46塔板液流形式 單流型 單流型溢流管型式 弓形 弓形堰長(zhǎng) l w m 1.2 1.2堰高 hw m 0

35、.046 0.04溢流堰寬度 Wd m 0.198 0.198管底與受業(yè)盤距離 ho m 0.0375 0.09板上清液層高度 hL m 0.06 0.06孔徑 do mm 5.0 5.0孔間距 t mm 20 20 孔數(shù) n 個(gè) 7219 7219開孔面積 m2 0.142 0.142篩孔氣速 uo m/s 10.35 10.35塔板壓降 hP kPa 0.525 0.540液體在降液管中停留時(shí)間 s 5.26 5.26降液管內(nèi)清液層高度 Hd m 0.127 0.13霧沫夾帶 kg 液/kg 氣 0.00732 0.00657霧沫夾帶控 霧沫夾帶控負(fù)荷上限制 制負(fù)荷下限 漏液掌握 漏液掌握

36、第四章 板式塔結(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（手孔）、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,其他處依據(jù)需要打算其間距；4.1 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)高于板間距（甚至高出一倍以上） ,本塔塔頂空間取4.2 塔底空間塔底空間指塔內(nèi)最下層塔底間距；其值由如下兩個(gè)因素打算； 塔底駐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；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；本塔取4.3 人孔一般每隔 68 層塔板設(shè)一人孔；設(shè)人孔處的板間距等于或大于 600

37、mm,人孔直徑一般為 450500mm,其伸出塔體得筒體長(zhǎng)為200250mm,人孔中心距操作平臺(tái)約8001200mm；本塔設(shè)計(jì)每 7 塊板設(shè)一個(gè)人孔,共兩個(gè),即4.4 塔高故全塔高為 14.5m,另外由于使用的是虹吸式再沸器,可以在較低位置安置,所以裙座取了較小的 1.5m；主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表 1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量 M 沸點(diǎn)（）臨界溫度 tC（）臨界壓強(qiáng) PC（kPa）苯 A C6H678.11 80.1 288.5 6833.4 甲苯 B C6H 5CH 392.13 110.6 318.57 4107.7 表 2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度 C 080.1 85 90 95 1

38、00 105 105 0P A ,kPa 101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2 240 0P B kPa 40.0 46.0 54.0 63.3 74.3 86.0 101、33 表 3 常溫下苯甲苯氣液平穩(wěn)數(shù)據(jù)（2 ：P 例 11 附表 2）溫度 0 C 80.1 85 90 95 100 105 液相中苯的摩爾分率 1.000 0.780 0.581 0.412 0.258 0.130 汽相中苯的摩爾分率 1.000 0.900 0.777 0.630 0.456 0.262 表 4 純組分的表面張力 1：P 378 附錄圖 7 溫度 80 90 100

39、 110 120 苯 mN / m 21.27 20.06 18.85 17.66 16.49 甲苯 mN / m 21.69 20.59 19.94 18.41 17.31 溫度 80 表 5 組分的液相密度1：P 382附錄圖 8 120 90 100 110 苯,kg/m3815 803.9 792.5 780.3 768.9 甲苯 ,kg/m3810 800.2 790.3 780.3 770 溫度 80 表 6 液體粘度 L（1 ：P 365）120 90 100 110 苯（ mP a .s）0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 甲苯（mPa.s）0.311 0.286 0.264 0.254 0.228 表 7 常壓下苯甲苯的氣液平穩(wěn)數(shù)據(jù)溫度 t液相中苯的摩爾分率 x 氣相中苯的摩爾分率 y 110.56 0.00 0.00 109.91 1.00 2.50 108.79 3.00 7.11 107.61 5.00 11.2 105.05 10.0 20.8 102.79 15.0 29.4 100.75 20.0 37.2 98.84 25.0 44.2 97.13 30.0 50.7 95.58 35.0 56.6 94.