苯甲苯二元混合物連續(xù)精餾裝置的課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)

....42/43....大學(xué)生命科學(xué)學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)（苯甲苯二元混合物連續(xù)精餾裝置的設(shè)計(jì)）一設(shè)計(jì)概述3（一）課程設(shè)計(jì)的目的3（二）課程設(shè)計(jì)的容3（三）精餾操作對(duì)塔設(shè)備的要求3（四）板式塔的類型3二塔的設(shè)計(jì)和流程工藝的設(shè)計(jì)4（一）塔類型的確定4（二）工藝流程的設(shè)計(jì)4三設(shè)計(jì)方案中參數(shù)的確定5（一）確定操作壓力5（二）確定進(jìn)料狀態(tài)5（三）確定加熱方式5（四）確定冷卻方式5（五）熱能的利用6四塔的工藝計(jì)算6（一）精餾塔的物料衡算7（二）塔板數(shù)的確定8五、塔的工藝條件與有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算14（一）.操作壓強(qiáng)14（二）.操作溫度14（三）.平均分子量15（四）.平均密度15（五）.液體表面力16（六）.液體粘度17六、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算18（一）.塔徑的計(jì)算18（二）.溢流裝置20（三）.塔板布置21（四）.篩孔數(shù)與開(kāi)孔率21（五）.塔的精餾段有效高度22七、篩板流體力學(xué)驗(yàn)算23（一）.氣體通過(guò)篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?3（二）.霧沫夾帶量的驗(yàn)算24（三）.漏液的驗(yàn)算24（四）.液泛驗(yàn)算25八、塔板負(fù)荷性能圖26(一)精餾段26（二）提餾段29九、板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備設(shè)計(jì)33（一）塔體結(jié)構(gòu)33（二）塔板結(jié)構(gòu)34十、輔助設(shè)備設(shè)計(jì)或選型34（一）冷凝器34（二）再沸器35（三）接管管徑的計(jì)算和選擇35十一、設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表37參考文獻(xiàn)40總結(jié)40一設(shè)計(jì)概述（一）課程設(shè)計(jì)的目的1、根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)，查閱資料，選用公式和搜集數(shù)據(jù)的能力；2、依據(jù)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、培養(yǎng)學(xué)生迅速準(zhǔn)確進(jìn)行工程計(jì)算的能力；4、培養(yǎng)學(xué)生用簡(jiǎn)潔的文字，清晰的圖表來(lái)表達(dá)自己設(shè)計(jì)思想的能力。（二）課程設(shè)計(jì)的容（1）設(shè)計(jì)方案的簡(jiǎn)介（2）主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算（3）典型輔助設(shè)備的選型和計(jì)算（4）工藝流程簡(jiǎn)圖（5）主體設(shè)備工藝條件圖完整的化工原理課程設(shè)計(jì)報(bào)告由設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)和圖紙兩部分組成；（三）精餾操作對(duì)塔設(shè)備的要求精餾所進(jìn)行的是氣(汽)、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣(汽)、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣(汽)、液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設(shè)備還得具備下列各種基本要求：(１)氣(汽)、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時(shí)，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。(２)操作穩(wěn)定，彈性大，即當(dāng)塔設(shè)備的氣(汽)、液負(fù)荷有較大圍的變動(dòng)時(shí)，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定的操作并應(yīng)保證長(zhǎng)期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。(３)流體流動(dòng)的阻力小，即流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓力降小，這將大大節(jié)省動(dòng)力消耗，從而降低操作費(fèi)用。對(duì)于減壓精餾操作，過(guò)大的壓力降還將使整個(gè)系統(tǒng)無(wú)法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。(４)結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，材料耗用量小，制造和安裝容易。(５)耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。(６)塔的滯留量要小。實(shí)際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，同時(shí)，上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨(dú)特的優(yōu)點(diǎn)，設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求，抓住主要矛盾，進(jìn)行選型。（四）板式塔的類型氣－液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。板式塔為逐級(jí)接觸型氣－液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣－液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、等多種。其中對(duì)主要的板式塔類型進(jìn)行介紹：泡罩塔是歷史悠久的板式塔，長(zhǎng)期以來(lái)，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(wú)泄漏（3）.液氣比圍大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、安裝維修方便以與氣相壓力降較大。浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來(lái)的，取消了升氣管和泡罩，在塔板開(kāi)孔上設(shè)有浮動(dòng)的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以與設(shè)備造價(jià)等方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理粘稠度大的物料方面，又不與泡罩塔可靠。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收以與脫吸等傳質(zhì)過(guò)程中。浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用，是因?yàn)樗哂邢铝刑攸c(diǎn)：(１)處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加20～40％，而接近于篩板塔。(２)操作彈性大，一般約為5～9，比篩板、泡罩、舌形塔板的操作彈性要大得多。(３)塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。(４)壓強(qiáng)小，在常壓塔中每塊板的壓強(qiáng)降一般為400～660N/m2。(５)液面梯度小。(６)使用周期長(zhǎng)。粘度稍大以與有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。(７)結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，安裝容易，制造費(fèi)為泡罩塔板的60～80％,為篩板塔的120～130％。二塔的設(shè)計(jì)和流程工藝的設(shè)計(jì)（一）塔類型的確定本次化工課程設(shè)計(jì)要設(shè)計(jì)一個(gè)精餾分離甲醇和水的二元混合物的精餾塔，設(shè)計(jì)任務(wù)適合篩板塔的精餾。而篩板塔是在塔板上鉆有均勻分布的篩孔，上升空氣流經(jīng)篩板塔分散，鼓泡通過(guò)板上液層，形成汽液密切接觸的泡沫層。篩板塔具有以下優(yōu)點(diǎn)：結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造維修方便，造價(jià)低，一樣條件下生產(chǎn)能力高于浮閥塔，塔板效率接近于浮閥塔。（二）工藝流程的設(shè)計(jì)根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)進(jìn)行下面的工藝流程設(shè)計(jì)：苯，甲苯混合物進(jìn)原料預(yù)熱裝置加熱到泡點(diǎn)后，送入精餾塔，。塔頂上升蒸汽經(jīng)全凝器冷凝后，一部分作為回流，其余的產(chǎn)品有冷卻器冷去后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽加熱向再沸器供熱，他地產(chǎn)品經(jīng)冷卻送至貯槽。流程圖如下：三設(shè)計(jì)方案中參數(shù)的確定本設(shè)計(jì)采用常壓操作，在飽和液體狀態(tài)下進(jìn)料，間接蒸汽加熱，以常溫水作為冷卻劑，在篩板塔上進(jìn)行苯，甲苯二元混合物的連續(xù)精餾。（一）確定操作壓力塔操作壓力的選擇不僅牽涉到分離問(wèn)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(lái)綜合考慮，一般有下列原則：⑴壓力增加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。⑵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(wèn)題和設(shè)備費(fèi)用的增加，可以使用加壓操作。⑶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。此處選擇在常壓下操作。（二）確定進(jìn)料狀態(tài)料狀態(tài)以進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)q表示，有五種進(jìn)料狀態(tài)；q>1時(shí)，為低于泡點(diǎn)溫度的冷液進(jìn)料；q＝1時(shí)，為泡點(diǎn)下飽和液體；1>q>0時(shí)，為介于泡點(diǎn)和露點(diǎn)間的氣液混合物；q＝0時(shí)，為露點(diǎn)下的飽和蒸氣；q<0時(shí)，為高于露點(diǎn)的過(guò)熱蒸氣進(jìn)料。進(jìn)料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量與塔的熱負(fù)荷都有密切的聯(lián)系。在實(shí)際的生產(chǎn)中進(jìn)料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)才送入塔中，這主要是由于此時(shí)塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，精餾段與提餾段的塔徑一樣，為設(shè)計(jì)和制造上提供了方便。因而，確定在以飽和液體進(jìn)料。（三）確定加熱方式蒸餾大多采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器，以提供足夠的熱量；若待分離的物系為某種輕組分和水的混合物，也可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點(diǎn)是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱；在釜只須安裝鼓泡管，不須安置龐大的傳熱面。這樣，可節(jié)省一些操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用。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)物損失量一樣的情況下，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。所以，本設(shè)計(jì)采用間接加熱方式。（四）確定冷卻方式設(shè)備一般采用常溫水作為冷卻劑。這樣，既經(jīng)濟(jì)，又取材方便。水的入口溫度由氣溫決定，出口溫度由設(shè)計(jì)者確定。因而，本設(shè)計(jì)以常溫水作為冷卻劑。（五）熱能的利用采用合適的回流比；使過(guò)程處于最佳條件下進(jìn)行，可使能耗降至最低。與此同時(shí)，合理利用精餾過(guò)程本身的熱能也是節(jié)約的重要舉措。蒸餾系統(tǒng)的合理設(shè)置，。采用中間再沸器和中間冷凝器的流程[1]，可以提高精餾塔的熱力學(xué)效率。因?yàn)樵O(shè)置中間再沸器，可以利用溫度比塔底低的熱源，而中間冷凝器則可回收溫度比塔頂高的熱量。綜合上述，進(jìn)行方案的設(shè)計(jì)，因參考一下原則：(1)滿足工藝和操作的要求所設(shè)計(jì)出來(lái)的流程和設(shè)備，首先必須保證產(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)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應(yīng)的措施。其次所定的設(shè)計(jì)方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng)能在一定圍進(jìn)行調(diào)節(jié)，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)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計(jì)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，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計(jì)、壓強(qiáng)計(jì)，流量計(jì)等)與其裝置的位置，以便能通過(guò)這些儀表來(lái)觀測(cè)生產(chǎn)過(guò)程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應(yīng)措施。(2)滿足經(jīng)濟(jì)上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備與基建費(fèi)用。如前所述在蒸餾過(guò)程中如能適當(dāng)?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。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。在設(shè)計(jì)時(shí)，是否合理利用熱能，采用哪種加熱方式，以與回流比和其他操作參數(shù)是否選得合適等，均要作全面考慮，力求總費(fèi)用盡可能低一些。而且，應(yīng)結(jié)合具體條件，選擇最佳方案。(3)保證安全生產(chǎn)例如酒精屬易燃物料，不能讓其蒸汽彌漫車間，也不能使用容易發(fā)生火花的設(shè)備。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔壓力過(guò)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)原則在生產(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)原則應(yīng)作較多的考慮，對(duì)第二個(gè)原則只作定性的考慮，而對(duì)第三個(gè)原則只要求作一般的考慮。四塔的工藝計(jì)算已知參數(shù)：苯、甲苯混合液處理量，F(xiàn)＝13200kg/h；；；；進(jìn)料熱狀況:飽和液體進(jìn)料即q=1；單板壓降不大于。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)（K）臨界溫度tC（℃）臨界壓強(qiáng)PC（kPa）苯A甲苯B78.1192.13353.3110.6562.1318.576833.44107.7表2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)y110.560.000000.00000108.790.030000.07110107.610.050000.11200105.050.100000.20800102.790.150000.29400100.750.200000.3720098.840.250000.4420097.130.300000.5070095.580.350000.5660094.090.400000.6190092.690.450000.6670091.400.500000.7130090.110.550000.7550087.630.650000.8250086.520.700000.8570085.440.750000.8850084.400.800000.9120083.330.850000.9360082.250.900000.9590081.110.950000.9800080.011.000001.00000表3液體的表面力溫度8090100110120苯，mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，mN/m21.6920.5919.9418.4117.31表4苯與甲苯的液相密度溫度(℃)8090100110120苯,kg/815803.9792.5780.3768.9甲苯,kg/810800.2790.3780.3770.0表5液體粘度μ溫度(℃)8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228（一）精餾塔的物料衡算F＝13200kg/h1）料液與塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率2）平均分子量3）物料衡算原料處理量總物料衡算W’+D’=13200（1）易揮發(fā)組分物料衡算（2）聯(lián)立上式（1）、（2）解得：F=13200/85.11=155.10kmol/hD=6252.6/78.59=79.56kmol/hW=6947.4/91.97=75.54kmol/h（二）塔板數(shù)的確定⒈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圖與t-x-y圖（如下圖所示）。（2）求最小回流比與操作回流比。因飽和液體進(jìn)料即q=1，所以其q線方程為：x==0.50，在x-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a：用插法先求塔頂，塔釜與進(jìn)料版的溫度根據(jù)式子，其中,又有安托因方程,在泡點(diǎn)進(jìn)料溫度下，即t=，對(duì)于苯，其安托因常數(shù)常數(shù)A,B,C分別為6.03055，1211.033，220.79，對(duì)于甲苯，其常數(shù)A,B,C分別為6.07954，1344.8，219.482。所以則有即Kpa即所以根據(jù)操作回流比R=1.1～2Rmin，分別取1.1，1.2，1.3…2.0，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)?，塔頂溫度為，塔底溫度為，查得的安托因常?shù)：對(duì)于苯，其常數(shù)A,B,C分別為6.03055，1211.033，220.79，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，所以塔底的揮發(fā)度為所以2.48下面以R=2Rmin進(jìn)行計(jì)算為例，R=2*1.19=2.38，(R-Rmin)/(R+1)=(2.38-1.19）/(2.38+1)=0.3521(N-Nmin)/(N+2)=因?yàn)镹min=7.56,所以N=12.376≈13同上，分別取回流比為1.2—2.0，得比值RminRNmin(R-Rmin)/(R+1)(N-Nmin)/(N+2)N1.21.191.4287.560.09800.54919.1971.31.191.5477.560.14020.50817.4131.41.191.6667.560.17850.46815.9701.51.191.7857.560.21360.43714.9871.61.191.9047.560.24590.41114.2311.71.192.0237.560.27560.38913.6461.81.192.1427.560.30300.36913.1511.91.192.2617.560.32840.35112.73021.192.387.560.35210.33512.376R-N圖由圖可得，取R=2.38比較合適，此時(shí)對(duì)應(yīng)的理論塔板數(shù)N=12.376≈13由上求得R=2.38,a=2.57，則q線方程為精餾段方程為R＇=（R+1）（xF-xW)/(xD-xF)+(q-1)（xD-xW)/(xD-xF)=所以提餾段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=0.966相平衡x1=0.917y2=0.932x2=0.842y3=0.879x3=0.739y4=0.806x4=0.618y5=0.721x5=0.501y6=0.639x6=0.408<xF=0.50y7=0.520x7=0.296y8=0.376x8=0.190y9=0.240x9=0.110y10=0.138x10=0.059y11=0.072x11=0.029y12=0.034x12=0.0136y13=0.014x13=0.0055<xW=0.0118總理論塔板數(shù)為12（不包括再沸器），精餾段理論板數(shù)為5，第6板為進(jìn)料板。2.全塔效率依式：，根據(jù)塔頂、塔底液相組成查t-x-y圖，塔頂溫度為，塔底溫度為，求得塔平均溫度為：℃，該溫度下進(jìn)料液相平均粘度為：則3.實(shí)際塔板數(shù)精餾段：提餾段：故實(shí)際塔板數(shù)：（層）五、塔的工藝條件與有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算（一）.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：（二）.操作溫度之前已經(jīng)求得，得到塔頂：，進(jìn)料板溫度，塔底：，則精餾段的平均溫度：，提餾段的平均溫度：。（三）.平均分子量由逐板計(jì)數(shù)法可知,,,5塔頂：，進(jìn)料板：，塔底：5則精餾段平均分子量：，提餾段平均分子量：，（四）.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4，由插法得：，，，由（為質(zhì)量分率）塔頂：因?yàn)?，即；進(jìn)料板平均密度的計(jì)算同上，由插法可得進(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：（五）.液體表面力根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表3，由插法得：,，,，，。則精餾段平均表面力：提餾段平均表面力：（六）.液體粘度根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表5，由插法得：,，,，,。故精餾段平均液相粘度提餾段平均液相粘度求精餾塔的氣液相負(fù)荷精餾段：提餾段：六、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算（一）.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板間距與塔徑關(guān)系塔徑DT，m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.42.4～4.0板間距HT，mm200～300250～350300～450350～600400～600根據(jù)上表，初選板間距，取板上液層高度，故；精餾段：查史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得依式精餾段液相平均表面力為時(shí)，可取安全系數(shù)為0.7（安全系數(shù)0.6—0.8），則空塔氣速故。按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.8m,塔截面積為所以實(shí)際空塔氣速為提餾段：之前已求得查史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得；依式提餾段液面平均表面力為時(shí)，可取安全系數(shù)為0.7（安全系數(shù)0.6—0.8），則故。按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為2.0m,將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據(jù)塔徑的選擇規(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2.0m。所以:精餾段:塔截面積為所以實(shí)際空塔氣速為提餾段：塔截面積為所以實(shí)際空塔氣速為（二）.溢流裝置選用單溢流、弓形降液管、凹形受液盤(pán)與平直堰，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。?.6-0.8）D，取堰長(zhǎng)為0.60D，即2)出口堰高：由查《化工原理課程設(shè)計(jì)》科學(xué)技術(shù)，圖4—9液流收縮系數(shù)計(jì)算可知：Ｅ為Ｅ為1時(shí)，誤差很小可忽略,由得：精餾段：故；提餾段：故；3)降液管的寬度與降液管的面積：由查《化工原理課程設(shè)計(jì)》科學(xué)技術(shù)：圖4—11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：精餾段：，所以的取值圍為,取提餾段：，所以的取值圍為，取。（三）.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(kāi)孔區(qū)面積，其中：，；所以（四）.篩孔數(shù)與開(kāi)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。其開(kāi)孔率（在5％—15％圍），則每層板上的開(kāi)孔面積為，氣體通過(guò)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。其開(kāi)孔率（在5％—15％圍），則每層板上的開(kāi)孔面積為，氣體通過(guò)篩孔的氣速為：（五）.塔的精餾段有效高度1．塔頂空間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。塔徑大時(shí)可適當(dāng)增大。本設(shè)計(jì)取0.8m。2.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(lái)說(shuō)，取較大的板間距對(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(guò)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1600～2400mm時(shí)，板間距為350～600mm，此設(shè)計(jì)選用板間距為400mm。3.人孔數(shù)目(S)與開(kāi)有人孔的板間距HT’人孔數(shù)目是根據(jù)塔板安裝方便和物料的清洗程度而定。對(duì)于處理不需要經(jīng)常清洗的物料，可隔8～10塊塔板設(shè)置一個(gè)人孔；對(duì)于易結(jié)垢、結(jié)焦的物系需經(jīng)常清洗，則每隔4～6塊塔板開(kāi)一個(gè)人孔。人孔直徑通常為450mm。凡有人孔的上下兩塔板間距HT’應(yīng)等于或大于600mm。由前面計(jì)算得到，實(shí)際塔板數(shù)為24，共設(shè)3個(gè)人孔,HT’取0.80m.4.進(jìn)料板空間高度HF進(jìn)料段空間高度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1.0m。5.塔底空間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10～15min的儲(chǔ)量，以保證塔底料液不致排完。此處取1.3m左右。6.塔體總高度H七、篩板流體力學(xué)驗(yàn)算（一）.氣體通過(guò)篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?)干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂溃椤陡珊Y孔的流量系數(shù)》圖得，由式2)氣體穿過(guò)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)：（二）.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(guò)量霧沫夾帶。（三）.漏液的驗(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(guò)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(guò)量漏液。（四）.液泛驗(yàn)算為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度由計(jì)算，而精餾段：所以取則故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。提餾段：所以取，則故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑與各項(xiàng)工藝尺寸是適合的。八、塔板負(fù)荷性能圖(一)精餾段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：在操作圍任取4個(gè)值，依上式算出相應(yīng)的值列于附表中：附表（1）0.00050.0010.0050.010.0150.024.894.794.263.783.383.02依表中數(shù)據(jù)在VS—LS圖中作出霧沫夾帶線，如圖a中線（1）所示。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＝，與（ｂ）、（ｃ）、（ｄ）代入（ａ）整理得下式：在操作圍取4個(gè)值，依上式計(jì)算值列于附表中：附表（2）0.00050.0010.0050.010.0150.0211.8411.509.507.084.8321.11依表中數(shù)據(jù)作出液泛線，如圖a中線（2）所示。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VS—LS圖中與氣相流量無(wú)關(guān)的垂線，如圖a中線（3）所示。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，在操作圍任取個(gè)值，依上式計(jì)算相應(yīng)的值，列于附表中：附表（3）0.00050.0010.0050.010.0150.020.9971.0111.0761.1311.1761.215依表中數(shù)據(jù)作氣相負(fù)荷下限線，如圖a中線（4）所示。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VS—LS圖a中作線（5），即為液相負(fù)荷下限線，如圖a所示。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)荷下限線（4）的交點(diǎn)相應(yīng)氣相負(fù)荷為。精餾段的操作彈性（二）提餾段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：在操作圍任取4個(gè)值，依上式算出相應(yīng)的值列于附表中：附表（4）0.00050.0010.0050.010.0150.025.0674.9664.4443.9773.5853.235依表中數(shù)據(jù)在VS—LS圖中作出霧沫夾帶線，如圖b中線（1）所示。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＝，與（ｂ）、（ｃ）、（ｄ）代入（ａ）整理得下式：在操作圍取4個(gè)值，依上式計(jì)算值列于附表中：附表（5）0.00050.0010.0050.010.0150.0212.20411.92910.4498.9957.6226.241依表中數(shù)據(jù)作出液泛線，如圖b中線（2）所示。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VS—LS圖中與氣相流量無(wú)關(guān)的垂線，如圖a中線（3）所示。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，在操作圍任取個(gè)值，依上式計(jì)算相應(yīng)的值，列于附表中：附表（6）0.00050.0010.0050.010.0150.020.9040.9170.9801.0331.0761.113依表中數(shù)據(jù)作氣相負(fù)荷下限線，如圖b中線（4）所示。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VS—LS圖4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4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。提餾段的操作彈性九、板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備設(shè)計(jì)（一）塔體結(jié)構(gòu)板式塔部裝有塔板、降液管、各物流的進(jìn)出口管與人孔、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3～5min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1～2m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6～8層塔板設(shè)一人孔（安裝、檢修用），需經(jīng)常清洗時(shí)每隔3～4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450～500mm，其伸出塔體的筒體長(zhǎng)為200～250mm，人孔中心距操作平臺(tái)為800～1200mm。本設(shè)計(jì)除了塔頂、塔底、進(jìn)料板各安裝一個(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=1.2m（二）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300～900mm時(shí)，一般采用整塊式；塔徑超過(guò)800～900mm時(shí)，由于剛度、安裝、檢修等要求，多將塔板分成數(shù)塊通過(guò)人孔送入塔。對(duì)塔徑為800～2400mm的單流型塔板，分塊數(shù)如表6-1：表6-1塔徑與塔板分塊數(shù)的選擇關(guān)系塔徑/mm800～1200mm1400～1600mm1800～2000mm2200～2400mm塔板分塊數(shù)3456本設(shè)計(jì)采用單溢型塔板，塔徑D=2000mm，故采用分塊式，分成5塊。十、輔助設(shè)備設(shè)計(jì)或選型（一）冷凝器塔頂上升蒸汽經(jīng)過(guò)冷凝器，全部冷凝下來(lái)成為液體，一部分回流至塔，一部分再經(jīng)過(guò)冷卻作為產(chǎn)品。或者，上升蒸汽經(jīng)過(guò)冷凝器部分冷凝下來(lái)，作為回流液回流至塔，余下蒸汽再進(jìn)入冷凝器，冷凝下來(lái)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+1)D=268.91kmol/h。釜液中苯的摩爾分?jǐn)?shù)為xD=0.966，從圖t-y-x中查得t=80.758℃時(shí)，查《化工原理》附十九液體比汽化熱共線圖得：苯的比汽化熱約為392.2kJ/kg，則其摩爾汽化熱為392.2x78.11=30634.74kJ/kmol甲苯的比汽化熱約為377.2kJ/kg，則其摩爾汽化熱為377.2x92.14=34755.2kJ/kmol摩爾汽化熱為rb=0.966x30634.74+0.034x34755.2=30774.83kJ/kmol蒸餾釜的熱負(fù)荷為QB=rbV=30774.83x268.91=≈8.276x106kJ/h（二）再沸器再沸器的作用是加熱塔底料使之部分汽化，以提供精餾塔的上升氣流，加熱方式為間接加熱法。飽和液體進(jìn)料時(shí)的蒸餾釜熱負(fù)荷計(jì)算：飽和液體進(jìn)料時(shí)，提餾段每層塔板上升蒸汽的摩爾質(zhì)量Vˊ等于精餾段每層塔板上升蒸汽的摩爾質(zhì)量V，即Vˊ=V=268.91kmol/h。釜液中苯的摩爾分?jǐn)?shù)為xW=0.0118，從圖t-y-x中查得t=109.86℃時(shí)，查《化工原理》附十九液體比汽化熱共線圖得：苯的比汽化熱約為369.56kJ/kg，則其摩爾汽化熱為369.56x78.11=28866.33kJ/kmol甲苯的比汽化熱約為358.13kJ/kg，則其摩爾汽化熱為358.13x92.14=32998.10kJ/kmol摩爾汽化熱為rb=0.9882x32998.10+0.0118x28866.33=32949kJ/kmol蒸餾釜的熱負(fù)荷為QB=rbVˊ=32901x268.91=≈8.860x106kJ/h從計(jì)算結(jié)果可知，在飽和液體進(jìn)料條件下，蒸餾釜的熱負(fù)荷QB與冷凝器的熱負(fù)荷QC相差不大。（三）接管管徑的計(jì)算和選擇1進(jìn)料管（直料管）dF管徑計(jì)算如下：故進(jìn)料管體積流量各接管直徑由流體速度與其流量，按連續(xù)性方程決定，即：式中：QVs——流體體積流量，m3/s；u——流體流速，m/s；d——管子直徑，m。因笨和甲苯都屬低黏度液體，故取u=1.8m/s,即：2.回流液管徑dR冷凝器安裝在塔頂時(shí)，冷凝液靠重力回流，一般流速為0.2～0.5m/s，速度太大，則冷凝器的高度也相應(yīng)增加。用泵回流時(shí)，速度可取1.5～2.5m/s。本設(shè)計(jì)取則回流液流量故回流管直徑3.釜液排除管徑dW塔釜流出液體的速度一般可取0.5至1.0m