板式塔課程設(shè)計--苯—甲苯混合液篩板精餾塔設(shè)計

1、<p>　　板式塔課程設(shè)計任務(wù)書</p><p><b>　　一、課程名稱</b></p><p>　　苯—甲苯混合液篩板精餾塔設(shè)計</p><p><b>　　二、設(shè)計條件</b></p><p>　　年處理量：41600噸/年</p><p>　　料液濃度：45

2、.0% （苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同）</p><p>　　塔頂產(chǎn)品濃度：96.64%</p><p>　　塔底釜液組成：1.58 % </p><p>　　每年實際生產(chǎn)天數(shù)：330天 （每天24小時運行）</p><p>　　精餾塔塔頂壓強：4 kPa （表壓）</p><p><b>　　料液初溫：35 ℃<

3、;/b></p><p><b>　　冷卻水溫：30 ℃</b></p><p>　　飽和水蒸氣壓力：2.5 kgf/cm2 （表壓）</p><p>　　設(shè)備形式：篩板（浮閥）塔</p><p>　　進(jìn)料熱狀況：泡點進(jìn)料</p><p><b>　　回流比：自選</b>

4、;</p><p>　　單板壓降：≤ 0.7 kPa</p><p>　　全塔效率：ET = 54.2 %</p><p>　　產(chǎn) 址：海南地區(qū)</p><p><b>　　三、設(shè)計內(nèi)容：</b></p><p>　　1、精餾塔的物料衡算；</p><p><b

5、>　　2、塔板數(shù)的確定；</b></p><p>　　3、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算；</p><p>　　4、精餾塔的塔體工藝尺寸計算；</p><p>　　5、塔板主要工藝尺寸的計算；</p><p>　　6、塔板的流體力學(xué)驗算；</p><p>　　7、塔板負(fù)荷性能圖；</p&g

6、t;<p><b>　　四、設(shè)計基礎(chǔ)數(shù)據(jù)</b></p><p>　　其他物性數(shù)據(jù)查有關(guān)手冊</p><p>　　苯和甲苯的物理性質(zhì) </p><p><b>　　表1</b></p><p>　?。?）飽和蒸汽壓：苯和甲苯的飽

7、和蒸汽壓可由Antoine方程式求算。</p><p>　　logP =A-B/(t+C)</p><p>　　式中 t--- 物系溫度，℃</p><p>　　P---飽和蒸汽壓，kPa;</p><p>　　A、B、C----Antonie常數(shù) </p><p><b>　　表2</b>&l

8、t;/p><p>　　(3)苯和甲苯的液相密度ρ（Kg/m3 ）</p><p><b>　　表3 </b></p><p>　　（4）液體的表面張力σ（mN/m）</p><p><b>　　表4</b></p><p>　?。?）液體粘度μ(mPa.s）</p>

9、<p><b>　　表5</b></p><p><b>　　目錄</b></p><p>　　1.精餾塔的概述……………………………………………............................................6</p><p>　　1.1塔設(shè)備的類型 …………………………………………

10、……………………..6</p><p>　　1.2塔設(shè)備的性能指標(biāo) …………………………………………………………..6</p><p>　　1.3板式塔與填料塔的比較………………………………………………………..7</p><p>　　1.4精餾原理 …………………………………………………………………....7</p><p>　　2．

11、設(shè)計標(biāo)準(zhǔn)…………………………………………………………………………….8</p><p>　　3.設(shè)計方案的分析和擬訂………………………………………………………………8</p><p>　　4.各部分結(jié)構(gòu)尺寸的確定和設(shè)計計算............................................................................8</p&g

12、t;<p>　　4.1.設(shè)計方案的確定………………………………………………………………...8</p><p>　　4.2.精餾塔的物料衡算………………………………………………………….......9</p><p>　　4.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)……………………………………....10</p><p>　　4.2.2原料液及塔頂、塔底

13、產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量………………………………....10</p><p>　　4.2.3物料衡算……………………………………………………………………....10</p><p>　　4.3.塔板數(shù)的確定…………………………………………………………………….....11</p><p>　　4.3.1理論板層數(shù)NT的求解………………………………………………………..11

14、</p><p>　　4.3.2實際板層數(shù)的求取…………………………………………………………....14</p><p>　　4.4.精餾段的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算……………………………………….14</p><p>　　4.4.1 精餾段操作壓力計算………………………………………………………...14</p><p>　　4.4.2提

15、餾段操作壓力的計算………………………………………………………14</p><p>　　4.4.3操作溫度計算…………………………………………………………………15</p><p>　　4.4.4平均摩爾質(zhì)量計算……………………………………………………………16</p><p>　　4.4.5平均密度的計算………………………………………………………………17</

16、p><p>　　4.4.6液體平均表面張力計算………………………………………………………20</p><p>　　4.4.7液體平均黏度的計算………………………………………………………….21</p><p>　　4.5.精餾塔的塔體工藝尺寸的計算…………………………………………………….23</p><p>　　4.5.1.塔徑的計算……………

17、………………………………………………………23</p><p>　　4.5.2精餾塔有效高度的計算………………………………………………………25</p><p>　　4.6.塔板主要工藝尺寸的計算………………………………………………………….26</p><p>　　4.6.1溢流裝置計算…………………………………………………………………26</p>

18、<p>　　4.6.2塔板布置………………………………………………………………………29</p><p>　　4.7.篩板的流體力學(xué)驗算………………………………………………………………..30</p><p>　　4.7.1精餾段………………………………………………………………………….30</p><p>　　4.7.1.1塔板壓降……………………………

19、………………………………………..31</p><p>　　4.7.1.2液面落差……………………………………………………………………..32</p><p>　　4.7.1.3液沫夾帶……………………………………………………………………..32</p><p>　　4.7.1.4液漏…………………………………………………………………………..32</p>

20、;<p>　　4.7.1.5.液泛………………………………………………………………………… .33</p><p>　　4.7.2提餾段………………………………………………………………………….33</p><p>　　4.7.2.1塔板壓降……………………………………………………………………..34</p><p>　　4.7.2.2液面落差…………

21、…………………………………………………………..34</p><p>　　4.7.2.3液沫夾帶………………………………………………………………………34</p><p>　　4.7.2.4液漏……………………………………………………………………………35</p><p>　　4.7.2.5.液泛……………………………………………………………………………35<

22、/p><p>　　4.8.塔板負(fù)荷性能圖………………………………………………………………………36</p><p>　　4.8.1.精餾段…………………………………………………………………………...36</p><p>　　4.8.1.1.漏液線…………………………………………………………………………36</p><p>　　4.8.1.2液沫

23、夾帶線……………………………………………………………………36</p><p>　　4.8.1.3液相負(fù)荷下限線………………………………………………………………37</p><p>　　4.8.1.4液相負(fù)荷上限線………………………………………………………………37</p><p>　　4.8.1.5液泛線…………………………………………………………………………38

24、</p><p>　　4.8.2.提餾段………………………………………………………………………….........39</p><p>　　4.8.2.1.漏液線…………………………………………………………………………39</p><p>　　4.8.2.2液沫夾帶線……………………………………………………………………40</p><p>　

25、　4.8.2.3液相負(fù)荷下限線………………………………………………………………41</p><p>　　4.8.2.4液相負(fù)荷上限線………………………………………………………………41</p><p>　　4.8.2.5液泛線…………………………………………………………………………41</p><p>　　五、匯總表…………………………………………………………………

26、……………..43</p><p>　　5.1.精餾段篩板塔設(shè)計計算結(jié)果……………………………………………………..43</p><p>　　5.2.提餾段篩板塔設(shè)計計算結(jié)果……………………………………………………..44</p><p>　　六、參考資料……………………………………………………………………………..46</p><p>&l

27、t;b>　　一、精餾塔的概述</b></p><p><b>　　1.1塔設(shè)備的類型</b></p><p>　　設(shè)備塔是化工、石油化工、生物化工、制藥等生產(chǎn)過程中廣泛采用的汽液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)汽液接觸構(gòu)件的結(jié)構(gòu)形式，可分為板式塔和填料塔兩大類。</p><p>　　板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上的

28、液層，進(jìn)行汽液與傳熱。正常操作下，氣相為分散相。液相為連續(xù)相，氣相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。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，氣體逆流而上（有時也采用并流向下）流動，汽液兩相密切接觸進(jìn)行傳質(zhì)與傳熱。在正常操作下，氣相為連續(xù)相，液相為分散相，氣相組成呈連續(xù)變化，屬微分接觸逆流操作過程。</p><p>　　1.2塔設(shè)備的性能指標(biāo)</p><p>　　為獲得

29、最大的傳質(zhì)速率，塔設(shè)備應(yīng)該滿足兩條基本原則：</p><p>　　①使氣、液兩相充分接觸，適當(dāng)湍動，以提供盡可能大的傳質(zhì)面積和傳質(zhì)系數(shù)，接觸后兩相又能及時完善分離；</p><p>　?、谠谒?nèi)使氣、液兩相具有最大限度地接近逆流，以提供最大的傳質(zhì)推動力。</p><p>　　從工程目的出發(fā)，塔設(shè)備性能的評價指標(biāo)如下：</p><p>　?、偻?/p>

30、量——單位塔截面的生產(chǎn)能力，表征塔設(shè)備的處理能力和允許空塔氣速；</p><p>　?、诜蛛x效率——單位壓降塔的分離效果，對板式塔以效率表示，對填料塔以等板高度表示；</p><p>　?、圻m應(yīng)能力——操作彈性，表現(xiàn)為對物料的適應(yīng)性及對負(fù)荷波動的適應(yīng)性。</p><p>　　塔設(shè)備在兼顧通量大、效率高、適應(yīng)性強的前提下，還應(yīng)滿足流動阻力低、結(jié)構(gòu)簡單、金屬消耗量少、造

31、價低、易于操作控制等要求。</p><p>　　1.3 板式塔與填料塔的比較</p><p>　　工業(yè)上，評價塔設(shè)備的性能指標(biāo)主要有以下幾個方面：①生產(chǎn)能力；②分離效率；③塔壓降；④操作彈性；⑤結(jié)構(gòu)、制造及造價。</p><p>　?、偕a(chǎn)能力 填料塔內(nèi)件的開孔率通常在50%以上，而填料層的孔隙率則超過90%，一般液泛碘較高，故單位塔截面上，填料塔的生產(chǎn)能力一般均

32、高于板式塔。</p><p>　?、诜蛛x效率 一般情況下，填料塔具有較高的分離效率。在減壓、常壓和低壓（壓力小于0.3MP）操作下，填料塔的分離效率明顯優(yōu)于板式塔，在高壓操作下，板式塔的分離效率略優(yōu)于填料塔。</p><p>　　③塔壓降 填料塔由于空隙率高，故其壓降遠(yuǎn)遠(yuǎn)小于板式塔。</p><p>　?、懿僮鲝椥?一般來說，填料本身對氣液變化的適用很大

33、，故填料塔的操作彈性一般較大，而板式塔的操作彈性較小。</p><p>　　⑤結(jié)構(gòu)、制造及造價 填料塔的結(jié)構(gòu)較板式塔簡單，故制造、維修也較為方便，但填料塔的造價通常高于板式塔。</p><p><b>　　1.4精餾原理</b></p><p>　　塔分離均相液態(tài)混合物的原理：蒸氣由塔底進(jìn)入，與下降液進(jìn)行逆流接觸，兩相接觸中，下降液中的易

34、揮發(fā)(低沸點)組分不斷地向蒸氣中轉(zhuǎn)移，蒸氣中的難揮發(fā)(高沸點)組分不斷地向下降液中轉(zhuǎn)移，蒸氣愈接近塔頂，其易揮發(fā)組分濃度愈高，而下降液愈接近塔底，其難揮發(fā)組分則愈富集，達(dá)到組分分離的目的。由塔頂上升的蒸氣進(jìn)入冷凝器，冷凝的液體的一部分作為回流液返回塔頂進(jìn)入精餾塔中，其余的部分則作為餾出液取出。塔底流出的液體，其中的一部分送入再沸器，熱蒸發(fā)后，蒸氣返回塔中，另一部分液體作為釜殘液取出。</p><p><b&

35、gt;　　二、設(shè)計標(biāo)準(zhǔn)</b></p><p>　?、貶G/T20569-94《機械攪拌設(shè)備》</p><p>　?、贕B150-1998《鋼制壓力器》</p><p>　　③TCEDS8-90《壓力容器強度計算書統(tǒng)一格式》</p><p>　?、蹸D130A20-86《化工設(shè)備設(shè)計文件編制規(guī)定》</p><p

36、>　　⑤《壓力容器安全技術(shù)監(jiān)察規(guī)程》</p><p>　?、蕖秹毫θ萜鲏毫艿涝O(shè)計單位資格許可與管理規(guī)則》</p><p>　　⑦GB150《鋼制壓力容器》</p><p>　　三、設(shè)計方案的分析和擬訂</p><p>　　工業(yè)上，塔設(shè)備主要用于蒸餾和吸收傳質(zhì)單元操作，根據(jù)任務(wù)書知，板式塔的生產(chǎn)能力低，要求的分離效率也不高，且填料塔的結(jié)

37、構(gòu)要求高，造價高，而板式塔的結(jié)構(gòu)簡單，制造、維修方便，所以選用板式塔</p><p>　　四．各部分結(jié)構(gòu)尺寸的確定和設(shè)計計算</p><p>　　4.1.設(shè)計方案的確定</p><p>　　本設(shè)計任務(wù)為分離苯—甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計采用泡點進(jìn)料，將原料通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一

38、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罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。</p><p><b>　　流程圖如下圖</b></p><p>　　板式塔大致可分為兩類：一類是有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩板、新型垂直篩板、舌形、S型、多降液管塔板等；另一類是無降液

39、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，如篩板、浮閥、泡罩塔板等。</p><p>　　4.2.精餾塔的物料衡算</p><p>　　已知參數(shù)：苯、甲苯混合液處理量，F(xiàn)＝41600t/年；</p><p>　　料液濃度：45.0% （苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同）</p><p>　　塔頂產(chǎn)品濃度：96.64%&

40、lt;/p><p>　　塔底釜液組成：、1.58 % </p><p><b>　　回流比：自選</b></p><p>　　單板壓降：≤ 0.7 kPa</p><p>　　全塔效率：ET = 54.2 %</p><p>　　進(jìn)料熱狀況：泡點進(jìn)料 </p><p>　　4.

41、2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)</p><p>　　苯的摩爾質(zhì)量 MA=78.11kg/kmol</p><p>　　甲苯的摩爾質(zhì)量 MB=92.13 kg/kmol</p><p>　　xf =(0.45/78.11)/(0.45/78.11+0.55/92.13)=0.491</p><p>　　xD =(0.9664/78.1

42、1)/(0.9664/78.11+0.0336/92.13)=0.972</p><p>　　xW=（0.0158/78.11）/(0.9842/92.13+0.0158/78.11)=0.0188</p><p>　　4.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　Mf=0.491×78.11+(1-0.491) ×92.1

43、3=85.23 kg/Kmol</p><p>　　MD=0.972×78.11+(1-0.972) ×92.13=78.50 kg/Kmol</p><p>　　MW=0.0188×78.11+(1-0.0188) ×92.13=91.87 kg/Kmol</p><p><b>　　4.2.3物料衡算</b

44、></p><p>　　原料處理量F F=(41600×1000)/(330×24×85.23)=61.63 kmol/h</p><p><b>　　總物料衡算 </b></p><p>　　61.63=D+W 代入</p><p>　　苯物料衡算 61.63×

45、0.491=0.972D+0.0188W</p><p>　　聯(lián)立得 29.101=0.92532D</p><p>　　得 D=30.53 kmol/h</p><p>　　W=31.10 kmol/h</p><p>　　4.3.塔板數(shù)的確定</p><p>　　4.3.1理論板層數(shù)NT的求解<

46、/p><p>　　苯—甲苯為理想物系,可采用圖解法求理論板層數(shù)。</p><p>　　①由任務(wù)書給定的苯、甲苯組分的飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)（表6）， </p><p>　　表6苯--甲苯組分的飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)</p><p>　　可得苯—甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，如表7所示：</p><p>　　表7苯-甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)</p&

47、gt;<p>　　根據(jù)氣液平衡數(shù)據(jù)，可繪出x—y圖，如下圖（1—1）</p><p>　　圖1—1苯—甲苯的平衡曲線</p><p>　　根據(jù)平衡曲線圖，可求出理論板數(shù)：</p><p>　　圖1—2 圖解法求理論板數(shù)</p><p>　?、谇笞钚』亓鞅燃安僮骰亓鞅取?lt;/p><p>　　采用作圖法求最

48、小回流比。在圖1-1中對角線上，自點e(0.491,0491)作垂線（q線），該線與平衡線的交點坐標(biāo)為：</p><p>　　yq=0.700 xq=0.491</p><p><b>　　故最小回流比為</b></p><p>　　Rmin= (xD-yq)/(yq-xq)=(0.927-0.700)/(0.700-0.491)=1.086

49、</p><p><b>　　取操作回流比為</b></p><p>　　R=2 Rmin =2.172</p><p>　?、矍缶s塔的氣、液負(fù)荷</p><p>　　L=RD=2.172×30.53=66.31Kmol/h</p><p>　　V=(R+1)D=(2.172+1)&#

50、215;30.53=96.84 Kmol/h</p><p>　　L’= L+F = 66.31+61.63=127.94 Kmol/h</p><p>　　V’=V=96.84 Kmol/h</p><p><b>　?、芮蟛僮骶€方程</b></p><p>　　精餾段操作線方程為: </p>&l

51、t;p>　　y=(L/V)x+(D/V)* xD</p><p>　　y=(66.31/96.84)x+(30.53/96.84) ×0.972=0.684x+0.515</p><p><b>　　提餾段操作線方程為</b></p><p>　　y’=(L’/V’)x’-（W/V’） * xW</p><p

52、>　　y’=(127.94/96.84)x’-(31.10/96.84) ×0.0188=1.321x’-0.00584</p><p>　?、輬D解法求理論板層數(shù)</p><p>　　采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖1—2所示。求解結(jié)果為</p><p>　　總理論板層數(shù)=13.5(包括再沸器)</p><p><b>

53、　　進(jìn)料板位置6</b></p><p>　　4.3.2實際板層數(shù)的求取</p><p>　　精餾段實際板層數(shù) N精=5/0.480=10.4≈10</p><p>　　提餾段實際板層數(shù)N提=8.5/0.480=17.7≈18</p><p>　　4.4.精餾段的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算</p><p>

54、;　　4.4.1 精餾段操作壓力計算</p><p>　　塔頂操作壓力 KPa</p><p>　　每層塔板壓降 △P=0.7 KPa</p><p>　　進(jìn)料板壓力 PD=105.33+0.7×10=112.3 KPa</p><p>　　精餾段平均壓力 Pm=(105.33+112.3)

55、/2=108.8 KPa</p><p>　　4.4.2提餾段操作壓力的計算</p><p>　　塔底操作壓力 PW=105.33+0.7×27=124,.2 KPa</p><p>　　提餾段平均壓力 Pm’=(112.3+124.2)/2=118.25 KPa</p><p>　　4.4.3操作溫度計算&

56、lt;/p><p>　　根據(jù)苯—甲苯在不同溫度下的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)，可知在不同溫度下的氣液平衡數(shù)據(jù)，可繪得苯—氯苯的t—x—y圖，見下圖</p><p>　　圖1—3苯-甲苯的氣液平衡相圖</p><p>　　依據(jù)操作壓力，有泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由安托尼方程計算：</p><p>　　在塔頂操作壓力下，PD=1

57、05.3 KPa，設(shè)泡點的溫度為t=82.02℃，有（1）、（2）式分別求得</p><p>　　4.4.4平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　?、偎斊骄栙|(zhì)量計算</p><p>　　由xD=y1=0.972，查得平衡曲線（見圖1—2），得</p><p><b>　　x1=0.932</b></p>

58、<p>　　MVDm=0.972×78.11+(1-0.972) ×92.13=78.57kg/kmol</p><p>　　MLDm=0.932×78.11+(1-0.932) ×92.13=79.06kg/kmol</p><p>　?、谶M(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　由圖解理論板（見圖1—2），得

59、</p><p><b>　　yF= 0.681</b></p><p>　　查平衡曲線（見圖1—2）得</p><p><b>　　xF=0.480</b></p><p>　　MVFm=0.681×78.11+(1-0.681) ×92.13=82.58kg/kmol<

60、/p><p>　　MLFm=0.480×78.11+(1-0.480) ×92.13=85.40 kg/kmol</p><p>　　③塔底平均摩爾質(zhì)量計算</p><p><b>　　由圖1-2，得</b></p><p>　　X13=0.032 y13=0.063</p><

61、p>　　MVWm =0.063×78.11+(1-0.063) ×92.13=91.24 kg/kmol</p><p>　　MVWm =0.032×78.11+(1-0.032) ×92.13=91.61 kg/kmol</p><p>　　④精餾段平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　MVm(精) =（78.57+8

62、2.58）/2=80.58 kg/kmol</p><p>　　MLm(精)=(85.40+79.06)/2=82.23 kg/kmol</p><p>　?、萏狃s段平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　M’ Vm(提) =（82.58 +91.24）/2=86.91 kg/kmol</p><p>　　M’ Lm(提)=(85.40+91.

63、61)/2=88.51 kg/kmol</p><p>　　4.4.5平均密度的計算</p><p><b>　　<1>精餾段計算</b></p><p><b>　?、贇庀嗥骄芏扔嬎?lt;/b></p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程計算</p><p>　　②液

64、相平均密度的計算</p><p>　　液相平均密度依下式計算，即</p><p>　　塔頂液相平均密度的計算:</p><p><b>　　由表3畫出圖1-4</b></p><p>　　苯和甲苯的t-ρ關(guān)系圖 圖1-4</p><p>　　t D =82℃ 由圖1-4得：</p>

65、;<p>　　進(jìn)料板液相平均密度的計算：</p><p>　　t F=94.1℃ 由圖1-4得：</p><p>　　進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)</p><p>　　αA=（0.480×78.11）/[0.48×78.11+(1-0.48) ×92.13]=0.381</p><p>　　精餾段液相

66、平均密度為</p><p><b>　　<2>提餾段計算</b></p><p><b>　　氣相平均密度計算</b></p><p>　　又理想氣體狀態(tài)方程計算，即</p><p>　　②液相平均密度的計算</p><p>　　液相平均密度依下式計算，即<

67、/p><p>　　塔底液相平均密度的計算:</p><p>　　t W =116.5℃ 由圖1-4得：</p><p>　　進(jìn)料板液相平均密度的計算：</p><p>　　t F=94.1℃ 由圖1-4得：</p><p>　　進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)</p><p>　　αA=（0.48

68、0×78.11）/[0.48×78.11+(1-0.48) ×92.13]=0.381</p><p>　　提餾段液相平均密度為</p><p>　　ρ’Lm=(773.42+795.8)/2=784.6kg/m3</p><p>　　4.4.6液體平均表面張力計算</p><p><b>　　<

69、1>精餾段計算</b></p><p>　　液相平均表面張力依下式計算，即</p><p><b>　　∑</b></p><p>　　塔頂液相平均表面張力的計算 </p><p>　　由表4 畫出圖1-5</p><p><b>　　圖1-5 </b&g

70、t;</p><p>　　t D =82℃ 由圖1-5得： </p><p>　　進(jìn)料板液相平均表面張力的計算：</p><p>　　t F=94.1℃ 由圖1-5得：</p><p>　　則精餾段液相

71、平均表面張力：</p><p><b>　　<2>提餾段計算</b></p><p>　　液相平均表面張力依下式計算，即</p><p><b>　　∑</b></p><p>　　塔頂液相平均表面張力的計算</p><p>　　t W=116.5℃ 由圖1-

72、5得</p><p>　　進(jìn)料板液相平均表面張力的計算：</p><p>　　t F=94.1℃ 由圖1-5得：</p><p>　　則提餾段液相平均表面張力：</p><p>　　4.4.7液體平均黏度的計算</p><p><b>　　<1>精餾段計算</b></p&g

73、t;<p>　　液體平均黏度依下式計算</p><p>　　塔頂液相平均粘度的計算：</p><p>　　由表5 畫出圖1-6</p><p>　　苯和甲苯的t-μ關(guān)系圖 圖1-6</p><p>　　t D =82℃ 由圖1-6得</p><p>　　μA=0.302mPa?s , μB=0.

74、306 mPa?s</p><p>　　lgμLDm=0.972×lg(0.302)+(1-0.972) ×lg(0.306)</p><p>　　解得μLDm=0.309 mPa?s</p><p>　　進(jìn)料板液相平均粘度的計算</p><p>　　由 由圖1-6得</p><p><

75、b>　　解出</b></p><p>　　則精餾段液相平均粘度為：</p><p>　　μLm=（μLDm+μLFm）/2=(0.309+0.273)/2=0.291Pa·S</p><p><b>　　<2>提餾段計算</b></p><p>　　液體平均黏度依下式計算</

76、p><p>　　塔頂液相平均粘度的計算：</p><p>　　t W=116.5℃ 由圖1-6得</p><p><b>　　解出</b></p><p>　　進(jìn)料板液相平均粘度的計算</p><p>　　由 由圖1-6得</p><p><b>　　解出&

77、lt;/b></p><p>　　則提餾段液相平均粘度為：</p><p>　　μ’Lm=（μLDm+μLFm）/2=(0.238+0.273)/2=0.255Pa·S</p><p>　　4.5.精餾塔的塔體工藝尺寸的計算</p><p>　　4.5.1.塔徑的計算</p><p><b>

78、　?。?）精餾段的計算</b></p><p>　　精餾段的氣、液相 體積流量為</p><p>　　式中C由計算，其中的C20由圖5-1查取。圖的橫坐標(biāo)為</p><p>　　板間距與塔徑關(guān)系表7</p><p>　　根據(jù)上表，取板間距HT=0.45m,板上液層高度,則</p><p>　　查課本圖5—1

79、得 </p><p>　　取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為</p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 </p><p>　　塔截面積為 </p><p>　　實際空塔氣速為 u=Vs/AT=0.729/1.33=0.548m/s</p><p><b>　　提餾段的計算</b>&

80、lt;/p><p>　　精餾段的氣、液相 體積流量為</p><p>　　式中C’由計算，其中的C20由圖5-1查取。圖的橫坐標(biāo)為</p><p>　　根據(jù)上表，取板間距HT=0.45m,板上液層高度,則</p><p>　　查課本圖5—1得 </p><p>　　取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為</p>

81、<p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 </p><p>　　塔截面積為 </p><p>　　實際空塔氣速為 u’=V’s/A’T=0.715/1.13=0.633m/s</p><p>　　4.5.2精餾塔有效高度的計算</p><p>　　精餾段有效高度為 </p><p>　　提餾段有效

82、高度為 </p><p>　　在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.8m</p><p>　　故精餾塔的有效高度為 Z=</p><p>　　4.6.塔板主要工藝尺寸的計算</p><p>　　4.6.1溢流裝置計算</p><p><b>　　<1>精餾段</b></p&

83、gt;<p>　　因塔徑D=1.3m,可選用單溢流堰弓形降液管，采用凹形受液盤，各項計算如下：</p><p><b>　　1.堰長</b></p><p><b>　　取堰長為 </b></p><p>　　2.溢流堰的高度 </p><p><b>　　由 <

84、/b></p><p>　　選取平直堰，堰上液層高度，由下式計算</p><p><b>　　近似取E=1，則</b></p><p><b>　　取上層清液層高度</b></p><p>　　3.弓形降液管寬度和截面積</p><p><b>　　由 &l

85、t;/b></p><p><b>　　查圖課本5-7，得</b></p><p><b>　　故 </b></p><p>　　依～5驗算液體在降液管中停留時間，即</p><p><b>　　故降液管設(shè)計合理。</b></p><p>

86、;<b>　　4.降液管底隙高度</b></p><p>　　取 降液管底隙的流速u0=0.07m/s</p><p><b>　　則 </b></p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計合理</p><p>　　選用凹形受液盤，深度hw=60mm</p><p>&

87、lt;b>　　<1>提餾段</b></p><p>　　因塔徑D’=1.2m,可選用單溢流堰弓形降液管，采用凹形受液盤，各項計算如下：</p><p><b>　　1.堰長</b></p><p><b>　　取堰長為 </b></p><p>　　2.溢流堰的高度

88、</p><p><b>　　由 </b></p><p>　　選取平直堰，堰上液層高度，由下式計算</p><p><b>　　近似取E=1，則</b></p><p><b>　　取上層清液層高度</b></p><p>　　3.弓形降液管寬度和

89、截面積</p><p><b>　　由 </b></p><p><b>　　查圖課本5-7，得</b></p><p><b>　　故 </b></p><p>　　依～5驗算液體在降液管中停留時間，即</p><p><b>　

90、　故降液管設(shè)計合理。</b></p><p><b>　　4.降液管底隙高度</b></p><p><b>　　取 </b></p><p><b>　　則 </b></p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計合理</p><p>

91、;　　選用凹形受液盤，深度h’w=60mm</p><p><b>　　4.6.2塔板布置</b></p><p><b>　　<1>精餾段</b></p><p><b>　　1.塔板的分塊</b></p><p>　　因D≥800mm，故塔板采用整塊式。查表5-

92、3得，塔極分為3塊。</p><p>　　2.邊緣區(qū)寬度確定開孔區(qū)面積計算</p><p><b>　　取， </b></p><p><b>　　3.開孔區(qū)面積計算</b></p><p>　　由式：計算開空區(qū)面積，其中：</p><p>　　4.篩孔計算及其排列&l

93、t;/p><p>　　本例所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為：</p><p><b>　　mm</b></p><p><b>　　篩孔數(shù)目為n</b></p><p><b>　　開孔率為</b></p><p

94、>　　氣體通過閥孔的氣速為</p><p><b>　　<2>提餾段</b></p><p><b>　　1.塔板的分塊</b></p><p>　　因D≥800mm，故塔板采用整塊式。查表5-3得，塔極分為3塊。</p><p>　　2.邊緣區(qū)寬度確定開孔區(qū)面積計算</p&

95、gt;<p><b>　　取， </b></p><p><b>　　3.開孔區(qū)面積計算</b></p><p>　　由式：計算開空區(qū)面積，其中：</p><p>　　4.篩孔計算及其排列</p><p>　　本例所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列

96、，取孔中心距t為：</p><p><b>　　mm</b></p><p><b>　　篩孔數(shù)目為n</b></p><p><b>　　開孔率為</b></p><p>　　氣體通過閥孔的氣速為</p><p>　　4.7.篩板的流體力學(xué)驗算<

97、/p><p><b>　　4.7.1.精餾段</b></p><p>　　4.7.1.1塔板壓降</p><p><b>　?、俑砂遄枇τ嬎?lt;/b></p><p><b>　　干板阻力由下式計算</b></p><p>　　由，查干篩孔的流量系數(shù)圖，得，

98、故</p><p><b>　　液柱</b></p><p>　　②氣體通過液層的阻力的計算</p><p>　　氣體通過液層的阻力由式計算，</p><p>　　查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得</p><p><b>　　故</b></p><p><b

99、>　　m液柱</b></p><p>　　液體表面張力的阻力hσ計算</p><p>　　液體表面張力的阻力hσ計算</p><p>　　hσ=（4σL）/ρLgd0)=(4×20.01×10-3)/(819.27×9.81×0.0065)=0.0015m液柱</p><p>　　氣體

100、通過每層塔板的液柱高度可按下式hp計算，即</p><p>　　hp= hσ+ hc + hl =0.0015+0.0264+0.0434=0.0713m液柱</p><p>　　氣體通過每層塔板的壓降為</p><p><b>　　（設(shè)計允許值）</b></p><p>　　4.7.1.2液面落差</p>

101、<p>　　對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和流量均不發(fā)，故可忽略液面落差的影響。</p><p>　　4.7.1.3液沫夾帶</p><p><b>　　液沫夾帶由下式計算</b></p><p>　　故 kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣</p><p>　　故在本設(shè)計中液沫夾帶在允許范圍內(nèi)

102、。</p><p><b>　　4.7.1.4液漏</b></p><p>　　對篩板塔，漏液點氣速，可由下式計算</p><p><b>　　實際孔速 </b></p><p><b>　　穩(wěn)定系數(shù)為</b></p><p>　　故在本設(shè)計中無明顯

103、漏夜。</p><p>　　4.7.1.5.液泛</p><p>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應(yīng)服從下式的關(guān)系</p><p>　　苯—甲苯物系屬一般物系，取，則</p><p><b>　　而 </b></p><p>　　板上不設(shè)進(jìn)口堰，可由下式計算，即</p>

104、;<p><b>　　液柱</b></p><p>　　所以 ， 即0.142m液柱≦0.255 m液柱</p><p>　　故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象</p><p><b>　　4.7.2.提餾段</b></p><p>　　4.7.2.1塔板壓降</p>&

105、lt;p><b>　　①干板阻力計算</b></p><p><b>　　干板阻力由下式計算</b></p><p>　　由，查干篩孔的流量系數(shù)圖，得， 故</p><p><b>　　液柱</b></p><p>　　②氣體通過液層的阻力的計算</p>&

106、lt;p>　　氣體通過液層的阻力由式計算，</p><p>　　查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得</p><p><b>　　故</b></p><p><b>　　m液柱</b></p><p>　　液體表面張力的阻力h’σ計算</p><p>　　液體表面張力的阻力h’σ計算&

107、lt;/p><p>　　h’σ=（4σ’L）/ρ’Lgd0)=(4×18.83×10-3)/(784.6×9.81×0.0065)=0.0015m液柱</p><p>　　氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式hp計算，即</p><p>　　h'p= h’σ+ h’c + h’l =0.0015+0.034+0.0441=0

108、.0798m液柱</p><p>　　氣體通過每層塔板的壓降為</p><p><b>　?。ㄔO(shè)計允許值）</b></p><p>　　4.7.2.2液面落差</p><p>　　對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和流量均不發(fā)，故可忽略液面落差的影響。</p><p>　　4.7.2.3液沫夾

109、帶</p><p><b>　　液沫夾帶由下式計算</b></p><p>　　故 kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣</p><p>　　故在本設(shè)計中液沫夾帶在允許范圍內(nèi)。</p><p><b>　　4.7.2.4液漏</b></p><p>　　對篩板塔，漏液點

110、氣速，可由下式計算</p><p><b>　　實際孔速 </b></p><p><b>　　穩(wěn)定系數(shù)為</b></p><p>　　故在本設(shè)計中無明顯漏夜。</p><p>　　4.7.2.5.液泛</p><p>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應(yīng)服從下式的

111、關(guān)系</p><p>　　苯—甲苯物系屬一般物系，取，則</p><p><b>　　而 </b></p><p>　　板上不設(shè)進(jìn)口堰，可由下式計算，即</p><p><b>　　液柱</b></p><p>　　所以 ， 即0.156m液柱≦0.234 m

112、液柱</p><p>　　故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象</p><p>　　4.8.塔板負(fù)荷性能圖</p><p><b>　　4.8.1.精餾段</b></p><p>　　4.8.1.1漏液線</p><p><b>　　由</b></p><p>

113、;<b>　　得</b></p><p>　　整理得 </p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于下表所示</p><p>　　由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1</p><p>　　4.8.1.2液沫夾帶線</p><p>　　以氣為限，求關(guān)系如下：&

114、lt;/p><p><b>　　故 </b></p><p><b>　　整理得：</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于下表所示</p><p>　　由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2</p><p>　　4.8.1.3

115、液相負(fù)荷下限線 </p><p>　　對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由下式計算</p><p><b>　　取E=1，則</b></p><p>　　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</p><p>　　4.8.1.4液相負(fù)荷上限線</p><p>　　以作為液體在

116、降液管中停留時間的下線，由下式計算</p><p><b>　　故 </b></p><p>　　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。</p><p>　　4.8.1.5液泛線</p><p><b>　　令</b></p><p><b>　　由

117、;;;</b></p><p><b>　　連立得</b></p><p>　　忽略，將的關(guān)系式代入上式，并整理得</p><p><b>　　式中 </b></p><p><b>　　帶入有關(guān)數(shù)據(jù)得</b></p><p>　　故

118、 Vs2=2.93-4005.93Ls2-22.96 Ls 2/3</p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于下表所示</p><p>　　依表中數(shù)據(jù)作出液泛線5， </p><p>　　在負(fù)荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即可作出操作線。由圖課看出，改篩板的操作上限為液泛控制，下限為液漏控制。由圖7得，</p&

119、gt;<p>　　故操作彈性為V’s,max/V’ s,min=1.4684/0.4786=3.068</p><p><b>　　4.8.2.提餾段</b></p><p>　　4.8.2.1漏液線</p><p><b>　　由</b></p><p><b>　　得&l

120、t;/b></p><p>　　整理得 </p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個L’s值，依上式計算出V’s值，計算結(jié)果列于下表所示</p><p>　　由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1</p><p>　　4.8.2.2液沫夾帶線</p><p>　　以氣為限，求關(guān)系如下：</p>&l

121、t;p><b>　　故 </b></p><p><b>　　整理得：</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個L’s值，依上式計算出V’s值，計算結(jié)果列于下表所示</p><p>　　由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2</p><p>　　4.8.2.3液相負(fù)荷下限線 <

122、;/p><p>　　對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由下式計算</p><p><b>　　取E=1，則</b></p><p>　　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</p><p>　　4.8.2.4液相負(fù)荷上限線</p><p>　　以作為液體在降液管中停留時間的下線

123、，由下式計算</p><p><b>　　故 </b></p><p>　　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。</p><p>　　4.8.2.5液泛線</p><p><b>　　令</b></p><p><b>　　由;;;</b&g

124、t;</p><p><b>　　連立得</b></p><p>　　忽略，將的關(guān)系式代入上式，并整理得</p><p><b>　　式中 </b></p><p><b>　　帶入有關(guān)數(shù)據(jù)得</b></p><p>　　故 V’s2=2.49

125、-6882L’s2-19.40 L’s 2/3</p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個L’s值，依上式計算出V’s值，計算結(jié)果列于下表所示</p><p>　　依表中數(shù)據(jù)作出液泛線5， </p><p>　　在負(fù)荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即可作出操作線。由圖課看出，改篩板的操作上限為液泛控制，下限為液漏控制。由圖8得，</p><

126、p>　　故操作彈性為V’s,max/V’ s,min=1.212/0.425=2.852</p><p>　　五．所設(shè)計篩板的主要結(jié)構(gòu)的匯總表</p><p>　　5.1精餾段篩板塔設(shè)計計算結(jié)果</p><p>　　5.2提餾段篩板塔設(shè)計計算結(jié)果</p><p><b>　　六、參考資料</b></p>