化原課程設計--苯-甲苯連續(xù)精餾塔的設計

1、<p><b>　　化工原理課程</b></p><p><b>　　設計書</b></p><p>　　專 業(yè)： 化學工程與工藝 </p><p>　　班 級： </p><p>　　學 生： </p><p>　　

2、學 號： </p><p>　　完成時間： 2012年1月1日</p><p>　　指導老師： </p><p>　　化工原理課程設計任務書</p><p>　　設計題目：苯-甲苯連續(xù)精餾塔的設計</p><p><b>　　一、設計任務：</b></p>

3、<p>　　試設計一連續(xù)浮閥精餾塔以分離苯-甲苯混合物。具體工藝參數(shù)如下：</p><p>　　1、原料處理量：年處理 76000 噸苯-甲苯混合液體。</p><p>　　2、原料液中苯含量： 27.5 %（質量）。</p><p>　　3、產品要求：餾出液中的苯含量為 97 %（質量）。&l

4、t;/p><p>　　釜液中的苯含量不高于 2 %（質量）。</p><p>　　設備的年運行時間平均為300天。</p><p><b>　　二、設計條件：</b></p><p>　　1、加熱方式：間接蒸汽加熱，蒸汽壓力為1.0~2.5kg/cm2。</p><p>　　2

5、、操作壓力：常壓。</p><p>　　3、進料狀況： 泡點進料 。</p><p>　　4、冷卻水進口溫度： 25 ℃，出口溫度自定。</p><p>　　5、塔板形式：浮閥塔板。</p><p>　　三、應完成的工作量：</p><p>　　1、確定全套精餾裝置的流程，繪制工藝流程示意

6、圖，標明所需的設備、管線及有關控制或觀測所需的主要儀表與裝置。</p><p>　　2、精餾塔的工藝設計，塔的結構尺寸設計。</p><p>　　3、輔助裝置的設計和選型；估算冷卻水用量和冷凝器的換熱面積、水蒸氣用量和再沸器換熱面積；。</p><p>　　4、編寫設計說明書一份。</p><p>　　5、繪制精餾塔的裝配圖一張（一號圖紙）。

7、</p><p><b>　　目錄</b></p><p>　　前言·························&

8、#183;···················4</p><p>　　設計說明············&

9、#183;····························7</p><p>　　設計方案的確定··

10、3;··························10</p><p>　　1.操作壓力（加壓、常壓、減壓）···

11、83;······················10</p><p>　　2.進料方式（熱狀況）········&

12、#183;·························10</p><p>　　3.加熱方式（直接或間接）····

13、83;··························10</p><p>　　4.熱能利用·····

14、··································· 11</p&

15、gt;<p>　　5.靈敏板位置的確定································&#

16、183;· 11</p><p>　　6.精餾流程的確定·····························&

17、#183;······11</p><p>　　7.設計思路························

18、3;···············13</p><p>　　精餾塔的工藝設計計算及結構設計·············14</p&g

19、t;<p>　　1.原始液：苯——甲苯的混合物···························14</p><p>　　2.塔

20、的物料衡算····································

21、;· 14</p><p>　　3.塔板數(shù)的確定······························

22、;·······15</p><p>　　4.塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算·······················

23、;····20</p><p>　　5.氣液負荷計算···························

24、·········· 23</p><p>　　6.塔和塔板主要工藝尺寸計算····················

25、········ 24</p><p>　　7.塔板負荷性能圖·······················

26、;·············35</p><p>　　8.塔的附屬設備計算·················

27、3;················39</p><p>　　9.塔總體構型···············

28、························43</p><p><b>　　前言</b></p><p>　　精餾的基本原理

29、是根據(jù)各液體在混合液中的揮發(fā)度不同，采用多次部分汽化</p><p>　　和多次部分冷凝的原理來實現(xiàn)連續(xù)的高純度分離。在現(xiàn)代的工業(yè)生產中已經廣泛地應用于物系的分離、提純、制備等領域，并取得了良好的效益。其中主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板類型主要有泡罩塔板、浮閥塔板、篩板塔板、</p><p>　　舌形塔板、網(wǎng)孔塔板、垂直塔板等等,</p><p>　　精餾過

30、程與其他蒸餾過程最大的區(qū)別，是在塔兩端同時提供純度較高的液相</p><p>　　和氣相回流，為精餾過程提供了傳質的必要條件。提供高純度的回流，使在相同</p><p>　　理論板的條件下，為精餾實現(xiàn)高純度的分離時，始終能保證一定的傳質推動力。</p><p>　　所以，只要理論板足夠多，回流足夠大時，在塔頂可能得到高純度的輕組分產品，</p><

31、;p>　　而在塔底獲得高純度的重組分產品。精餾廣泛應用于石油,化工,輕工等工業(yè)生產</p><p>　　中,是液體混合物分離中首選分離方法。</p><p>　　板式塔（浮閥塔板）的設計，包括設計方案的確定及流程說明（確定全套精餾裝置的流程，繪出流程示意圖），塔的工藝計算（物料衡算確定理論塔板數(shù)和實際塔板數(shù)），塔和塔板主要設備的工藝結構尺寸的設計計算，輔助設備的選型與計算，設計結果概

32、要或設計參數(shù)一覽表，對本設計的評述或有關問題的分析討論等六個內容。</p><p>　　苯的沸點為80.1℃，熔點為5.5℃，在常溫下是一種無色、味甜、有芳香氣</p><p>　　味的透明液體，易揮發(fā)。苯比水密度低，密度為0.88g/ml，但其分子質量比水</p><p>　　重。苯難溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一種良好的有機溶劑，溶</p&g

33、t;<p>　　解有機分子和一些非極性的無機分子的能力很強。 </p><p>　　甲苯是最簡單，最重要的芳烴化合物之一。在空氣中，甲苯只能不完全燃</p><p>　　燒，火焰呈黃色。甲苯的熔點為-95 ℃，沸點為111 ℃。甲苯帶有一種特殊的芳香味（與苯的氣味類似），在常溫常壓下是一種無色透明，清澈如水的液體，密度為0．866克／厘米3，對光有很強的折射作用（折射率：1,

34、4961）。甲苯幾乎不溶于水(0,52 g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多數(shù)其他常用有機溶劑中也有很好的溶解性。甲苯的粘性為0,6 </p><p>　　mPa s，也就是說它的粘稠性弱于水。甲苯的熱值為40.940 kJ/kg，閃點為4 ℃，燃點為535 ℃。 </p><p>　　由于在常壓下，苯和甲苯的相對揮發(fā)度有很大的差異，故可以通過精餾的方式

35、分離苯和甲苯的混合溶液，達到要求的分離目的。</p><p>　　精餾設備所用的設備及其相互聯(lián)系，總稱為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類，通稱塔設備，和其他傳質過程一樣，精餾塔對塔設備的要求大致如下：</p><p>　　1：生產能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產生液泛等不正常流動。</p><p>　　2：效率高：氣液兩相在塔內保

36、持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質效率。</p><p>　　3：流體阻力?。毫黧w通過塔設備時阻力降小，可以節(jié)省動力費用，在減壓操作是時，易于達到所要求的真空度。</p><p>　　4：有一定的操作彈性：當氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。</p><p>　　5：結構簡單，造價低，安裝檢修方便。</p&g

37、t;<p>　　6：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。</p><p>　　本方案主要是采用浮閥塔。</p><p>　　浮閥塔是在塔盤上開閥孔，安裝能上下浮動的閥件（固定閥除外）。由于浮閥塔板的氣體流通面積能隨氣體負荷變動自動調節(jié)，因而能在較寬的氣體負荷下保持穩(wěn)定操作，同時氣體在浮閥上由水平方向吹出，汽液接觸時間長，霧沫夾帶少，具有良好的操作彈性和較高的塔板效

38、率，在工業(yè)中得到較為廣泛的應用。而浮閥塔的優(yōu)點正是： </p><p>　　生產能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產能力比泡罩塔板大 20%～40%，與篩板塔接近。 </p><p>　　操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。</p><p>　　塔板效率高

39、，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。</p><p>　　氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。</p><p>　　塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比篩板塔高 20%～30。但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥

40、造價昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學技術的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。</p><p>　　近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產經驗越來越豐富，積累的設計數(shù)據(jù)比較完整，因此設計選用浮閥塔比較合適。</p><p><b>　　設計說明</b></p><p>　　共14個表格，16張

41、圖</p><p><b>　　表格</b></p><p>　　表1 物料衡算結果</p><p>　　表2 苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　表3苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　表4 苯、甲苯的Antoine常數(shù)</p><p>　　表5 苯，甲

42、苯的飽和蒸汽壓</p><p>　　表6 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算結果</p><p>　　表7 精餾段和提餾段氣液負荷計算結果</p><p><b>　　表8 物性系數(shù)K</b></p><p>　　表9 霧沫夾帶線取點</p><p><b>　　表10 液泛線取點</b&

43、gt;</p><p>　　表11 冷凝器和再沸器的熱負荷</p><p>　　表12 塔各接管及材料</p><p>　　表13 塔間距與塔徑的關系</p><p>　　表 14 塔體計算結果</p><p>　　表15 筒體的設計參數(shù)</p><p><b>　　表16設計結果

44、匯總</b></p><p>　　附表1——常壓下苯－甲苯的氣熱平衡數(shù)據(jù)表</p><p>　　附表2——苯和甲苯的物理性質</p><p>　　附表3——苯和甲苯的液相密度</p><p>　　附表4——液體表面張力</p><p><b>　　附表5——液體黏度</b></p

45、><p>　　附表6——液體汽化熱</p><p><b>　　圖</b></p><p><b>　　圖1精餾操作流程</b></p><p><b>　　圖2精餾工藝流程圖</b></p><p>　　圖3全凝器內物流流程圖</p><

46、;p>　　圖4再沸器內加熱蒸汽走殼程、物料走管程</p><p><b>　　圖5設計思路流程圖</b></p><p>　　圖6苯-甲苯的氣液平衡圖</p><p><b>　　圖7理論塔板數(shù)</b></p><p><b>　　圖8 史密斯關聯(lián)圖</b></p&

47、gt;<p>　　圖9 精餾段和提餾段閥孔數(shù)</p><p>　　圖10 泛點負荷系數(shù)</p><p>　　圖11精餾段操作性能圖</p><p>　　圖12 提餾段操作性能圖</p><p>　　圖13 全塔能量衡算圖</p><p><b>　　圖14 封頭</b></p&

48、gt;<p><b>　　符號說明</b></p><p><b>　　英文字母</b></p><p>　　Aa——塔板上鼓泡區(qū)面積，m2；</p><p>　　Ab——板上液流面積，m2；</p><p>　　Af——降液管截面積，m2；</p><p>　

49、　AT——塔截面積，m2；</p><p>　　C——操作條件下的負荷系數(shù)，無因次；</p><p>　　CF——泛點負荷系數(shù)，無因次；</p><p>　　C20——當液體表面張力為20 mN／m時,計算umax的負荷系數(shù)，無因次；</p><p>　　do——閥孔直徑，m；</p><p>　　D——塔徑，m；餾出

50、液摩爾流量，kmol/h</p><p>　　ev——霧沫夾帶量，kg液／kg氣</p><p>　　E——液流收縮系數(shù)，無因次；</p><p>　　ET——總板效率(全塔效率)，無因次；</p><p>　　Fo——氣相動能因數(shù)，kg1/2（s·m1/2）；</p><p>　　g——重力加速度，m／s2

51、；</p><p>　　hl——進口堰與降液管間的水平距離，m；</p><p>　　hc——與干板壓強降相當?shù)囊褐叨?，m液柱；</p><p>　　hd——與液體經過降液管時的壓強降相當?shù)囊褐叨?，m液柱；</p><p>　　h1——與板上液層阻力相當?shù)囊褐叨?，m液柱；</p><p>　　hL——板上清液層高

52、度，m；</p><p>　　hn——齒形堰的齒深，m</p><p>　　ho——降液管的底隙高度，m；</p><p>　　hOW——堰上液層高度，m；</p><p>　　hW——出口堰高度，m；</p><p>　　Hd——降液管內清液層高度，m；</p><p><b>　　

53、HT——板距，m；</b></p><p>　　K——物性系數(shù)，無因次；</p><p><b>　　lW——堰長，M；</b></p><p>　　L——液體摩爾流量，kmol/h</p><p>　　Lh——液體流量，m3／h；</p><p>　　Ls——液體流量，m3／s；&l

54、t;/p><p>　　NP——實際板層數(shù)；</p><p>　　NT——理論板層數(shù)；；</p><p>　　△P——壓強降，Pa；</p><p>　　R——鼓泡區(qū)半徑，m，或回流比，無因次；</p><p><b>　　t——孔心距，m；</b></p><p>　　t’——

55、排間距，m；</p><p>　　u——空塔氣速，m/s；</p><p>　　umax——極限空塔速度(液泛速度)，m/s：</p><p>　　uo——閥孔氣速，m/s；</p><p>　　uoc——臨界孔速，m/s；</p><p>　　u’o——降液管底隙處液體流速,m/s；</p><p

56、>　　Vh——氣體流量，m3／h</p><p>　　Vs——氣體流量，m3／s：</p><p>　　Wc——邊緣無效區(qū)寬度，m；</p><p>　　Wd——弓形降液管寬度，m；</p><p>　　Ws——破沫區(qū)寬度，m；</p><p>　　x——液相中易揮發(fā)的摩爾組成；或鼓泡區(qū)1/2的寬度，m；<

57、/p><p>　　y——氣相摩爾組成；</p><p>　　Z——板式塔的有效高度，m；</p><p><b>　　希臘字母</b></p><p>　　εo——板上液層充氣系數(shù)，無因次；</p><p>　　θ——液體在降液管內停留時間,s；</p><p>　　μ——粘度

58、，mPa·s；</p><p>　　ρl——液體密度，kg/m3</p><p>　　ρv——氣體密度，kg/m3</p><p>　　σ——液體的表面張力，mN／m或N／m；</p><p>　　φ——計算液泛時的系數(shù)，無因次；</p><p><b>　　下標</b></p&g

59、t;<p><b>　　D——餾出液；</b></p><p><b>　　F——原料液；</b></p><p><b>　　h——小時；</b></p><p><b>　　s——秒；</b></p><p><b>　　i——

60、組分序號；</b></p><p><b>　　L一液體的；</b></p><p><b>　　m——平均；</b></p><p><b>　　max——最大的；</b></p><p><b>　　min——最小的；</b></p&

61、gt;<p><b>　　n——塔板序號；</b></p><p><b>　　V——氣體的。</b></p><p><b>　　設計方案的確定</b></p><p>　　確定設計方案是指確定整個精餾裝置的流程、各種設備的結構型式和某些操作指標。例如組分的分離順序、塔設備的型式、操作

62、壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。下面結合課程設計的需要，對某些問題作些闡述。</p><p>　　1.操作壓力（加壓、常壓、減壓）</p><p>　　蒸餾操作通?？稍诔?、加壓和減壓下進行。確定操作壓力時，必須根據(jù)所處理物料的性質，兼顧技術上的可行性和經濟上的合理性進行考慮。例如，采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導致塔徑增加，同時還需要使用抽真

63、空的設備。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應在加壓下進行蒸餾。當物性無特殊要求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰?。有時應用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。</p><p>　　由于苯和甲苯在常壓下有很好的分離效果，而且苯和甲苯也不是難揮發(fā)的物質，同時也從合理的經濟

64、成本和設備條件來考慮</p><p>　　2.進料方式（熱狀況）</p><p><b>　　選擇泡點進料</b></p><p>　　進料狀態(tài)直接影響塔板數(shù)、塔徑、回流量、塔的熱負荷等參數(shù)的計算，所以在工藝計算前要首先加以確定。進料有多種熱狀態(tài)形式，如冷進料、泡點進料點—液共進料、飽和蒸氣進料等．但一般多采用泡點或接近泡點進料，這樣塔的操作較

65、易控制，精餾段與提餾段的塔徑相同，使塔的設計和制造更簡便。</p><p>　　對于泡點進料，由于原料與板上液體的溫度相近，因此原料液全部進入提餾段，作為提餾段的回流液，這樣較好的提高原料液的分離。另外，也是為了使塔的操作處于穩(wěn)定，不受季節(jié)的影響。</p><p>　　3.加熱方式（直接或間接）</p><p><b>　　選擇間接加熱</b>

66、</p><p>　　如果分離的混合溶液為水溶液，且水是難揮發(fā)組分，這選擇直接加熱較好，以省去再廢氣，提高熱能利用率。但是直接加熱時的理論板較間接蒸氣時稍多，同時本次分離溶液的不是水溶液，所以采用間接加熱的方式。</p><p><b>　　4.熱能利用</b></p><p>　　在精餾裝置中，可采用中間再沸器，由于塔中間液體沸點低于釜液，所

67、以中間再沸器的溫度比塔底再沸器的溫度低，因而可以利用比塔釜熱源溫度低的加熱劑來加熱，降低能量消耗。同樣，也可設置中間冷凝器，由于塔中蒸氣溫度高于塔頂，所以可回收能位比塔頂更高的熱能。這樣都可以提高精餾塔的熱力學效率。</p><p>　　當然，采用上述方式節(jié)能或余熱利用時還需考慮所增加的設備費用，以及可能給操作帶來的不利影響。</p><p>　　5.靈敏板位置的確定</p>

68、<p>　　一個正常操作的精餾塔當受到某一外界因素的影響的干擾(如回流比、進料組成發(fā)生波動等)，全塔各板的組成將發(fā)生變動，全塔的溫度分布也將發(fā)生相應的變化。因此，有可能用測量溫度的方法預示塔內組成尤其是塔頂餾出液組成的變化。</p><p>　　仔細考察操作條件變動前后的溫度分布的變化，即可發(fā)現(xiàn)在精餾段或提餾段的某些塔板上，溫度變化最為顯著?；蛘哒f，這些塔板的溫度對外界干擾因素的反映最靈敏，故將這些塔

69、板稱之為靈敏板。將感溫元件安置在靈敏板上可以較早察覺精餾操作所受的干擾；而且靈敏板比較靠近進料口，可在塔頂餾出液組成尚未產生變化之前先感受到進料參數(shù)的變動并及時采取調節(jié)手段，以穩(wěn)定餾出液的組成。因此，在設計過程中根據(jù)不同回流比大小來確定全塔組成分布和溫度分布，畫出以塔板序號為縱坐標、溫度變化為橫坐標的溫度分布曲線，得到溫度變化最明顯的位置，即為靈敏板位置。</p><p><b>　　6.精餾流程的確定

70、</b></p><p>　　苯和甲苯的混合溶液經原料預熱器加熱到泡點后，送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全冷凝器冷凝后，一部分作為回流，其余為塔頂產品經冷凝器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽向再沸器供熱，塔底產品經冷卻后送至貯槽。</p><p><b>　　流程簡圖：</b></p><p><b>　　圖1精餾操作流程&

71、lt;/b></p><p><b>　　原料液走向圖:</b></p><p><b>　　圖2精餾工藝流程圖</b></p><p>　　全凝器內物流的走向:</p><p>　　圖3全凝器內物流流程圖</p><p>　　再沸器內物流的走向:</p>

72、<p>　　圖4再沸器內加熱蒸汽走殼程、物料走管程</p><p><b>　　7.設計思路</b></p><p>　　在本次設計中，我們進行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。精餾裝置包括精餾塔、原料預熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產品冷卻器等設備。本設計采用浮閥式連續(xù)精餾塔，要保持塔的穩(wěn)

73、定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。</p><p>　　塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器連種不同的設置。在這里采用全凝器，可以準確的控制回流比。此次設計是在常壓下操作。 因為這次設計采用間接加熱，所以需要再沸器?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設備和操作費用之和最低。在設計時要根據(jù)實際需要選定回流比。</p><p><b>　　圖5設計思路

74、流程圖</b></p><p>　　精餾塔的工藝設計計算及結構設計</p><p>　　1.原始液：苯——甲苯的混合物</p><p><b>　　2.塔的物料衡算</b></p><p>　　(1)原料液及塔頂、塔底產品含苯摩爾分數(shù)</p><p><b>　　==0.31

75、</b></p><p><b>　　==0.974</b></p><p><b>　　==0.024</b></p><p><b>　　(2)平均摩爾質量</b></p><p>　　=0.310×78.+(1-0.310)×92=87.6

76、6kg/kmol</p><p>　　= 0.974×78+(1-0.974)×92=78.36 kg/kmol</p><p>　　＝0.024×78+(1-0.024)×92＝91.66 kg/kmol</p><p><b>　　(3)物料衡算</b></p><p>　　總

77、物料衡算 D’+W’=76000000/(300×24)</p><p>　　易揮發(fā)組分物料衡算 0.974D’+0.024W’=0.310×76000000/(300×24)</p><p><b>　　聯(lián)合以上二式得：</b></p><p>　　F’=10555.56kg/h

78、 F=10555.56/87.66=120.41kmol/h</p><p>　　D’=3177.78kg/h D=3177.78/78.36=40.55kmol/h</p><p>　　W’=7377.78kg/h W=7377.78/91.66=80.49 kmol/h</p><p><b>　　表1物料衡算結果</b&

79、gt;</p><p><b>　　3.塔板數(shù)的確定</b></p><p>　　表2苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　?。?）根據(jù)苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)做y----x圖</p><p>　　圖6苯-甲苯的氣液平衡圖</p><p>　　（2）求取最小回流比Rmin</p>

80、<p>　　因為是泡點進料，在苯和甲苯的y－x圖的對角線自點e（0.310 ，0.310）做垂線即為進料線（q線），該線和平衡線的交點坐標為（0.310 ，0.5479），此即最小回流比時和操作線與平衡線的交點坐標，依最小回流比計算式：</p><p><b>　　Rmin＝</b></p><p><b>　　計算平均相對揮發(fā)度</b>

81、;</p><p>　　表3苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　查常壓下氣液平衡數(shù)據(jù)可知：</p><p>　　當xD =0.974時物系溫度為 ℃</p><p>　　同理：xF =0.310時，℃</p><p>　　xW =0.024時， ℃</p><p>　　所以，tD＝80.

82、70 tF＝98.31 tw＝109.56</p><p>　　苯和甲苯的飽和蒸氣壓可以用Antoine方程求算，即</p><p><b>　　[3]</b></p><p>　　表4 苯、甲苯的Antoine常數(shù)</p><p>　　計算，所得數(shù)據(jù)如下：</p><p>　　表5 苯，甲苯

83、的飽和蒸汽壓</p><p>　　塔頂 aD=103.3/40.0=2.583</p><p>　　進料 aF =172.21/70.8=2.432</p><p>　　塔底 aW =231.8/98.8=2.346</p><p>　　全塔平均相對揮發(fā)度為</p><p>　　精餾段平均相對揮發(fā)度</p&

84、gt;<p>　　提餾段平均相對揮發(fā)度為</p><p><b>　　最佳回流比的確定</b></p><p><b>　　Nmin＝－1＝</b></p><p><b>　　實際回流比的確定：</b></p><p>　　實際回流比通常是最小回流比的1.2-2

85、.0倍，這里取R=1.6Rmin=1.6×1.791=2.886</p><p>　　精餾段和提餾段理論塔板層數(shù)</p><p>　　求精餾塔的汽液相負荷</p><p>　　qn,L=R×qn,D=40.55×2.866=116.220</p><p>　　qn,V=(R+1)×qn,D=(2.886

86、+1）×40.55=156.766</p><p>　　qn,L′=qn,L+qn,F=116.22+120.41=236.630</p><p>　　qn,V′=qn,V=156.766</p><p><b>　　精餾線操作方程;</b></p><p><b>　　y=</b><

87、;/p><p><b>　　提餾線操作方程;</b></p><p><b>　　y′=</b></p><p>　　用圖解法作圖求得理論塔板數(shù)，</p><p>　　由上圖可知，在精餾段一共有8塊塔板，進料板在第8</p><p><b>　　圖7理論塔板數(shù)</

88、b></p><p>　　塊板，提餾段有9塊塔板（不包括再沸器）</p><p><b>　　全塔效率ET</b></p><p>　　根據(jù)奧康奈爾方法： ET＝[2]</p><p>　　根據(jù)塔頂和塔底液相組成查苯和甲苯的t－x－y圖，求得塔的平均溫度為</p><p>　　（80.7+1

89、09.56）/2=95.13℃</p><p>　　該溫度下進料液相平均黏度為：</p><p>　?。?.310+（1-0.310）</p><p>　?。?.310×0.267+（1-0.310）×0.275＝0.272mPa·S</p><p><b>　　所以ET＝=</b><

90、/p><p>　　應指出奧康奈爾方法適用于較老式的工業(yè)塔及試驗塔的總效率關聯(lián)，所以對于新型高效的精餾塔來說，總效率要適當提高。本設計總效率設為ET =50%</p><p><b>　　實際塔板數(shù)</b></p><p>　　精餾段 N精＝8/0.5＝16 取16塊</p><p>　　提餾段 N提＝9/0.5＝

91、18 取18塊</p><p>　　塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算</p><p><b>　?。?）操作壓力</b></p><p>　　塔頂壓強PD＝101.3kpa，取每一層塔板的壓強降為</p><p>　　，則進料壓強PF＝101.3+16×0.7＝112.5kpa</p><p&

92、gt;　　塔釜壓強PW＝101.3+26×0.7＝125.1kpa</p><p>　　精餾段的平均操作壓強：Pm＝（101.3+112.5）/2＝106.9kpa</p><p>　　提餾段的平均操作壓強：Pm＝（112.5+125.1）/2＝116kpa</p><p><b>　　（2）溫度tm</b></p>&

93、lt;p>　　由前面計算可知：tD＝80.70 tF＝98.31 tw＝109.56</p><p>　　精餾段的平均溫度 tm精== ℃</p><p>　　提餾段的平均溫度 tm提=℃</p><p>　　（3）平均摩爾質量Mm</p><p>　　塔頂 ＝y(tǒng)1＝0.974 ＝0.942</p><

94、p>　?。?.974×78+（1-0.974）×92＝78.36kg/kmol</p><p>　　＝0.942×78+（1-0.942）×92＝78.81 kg/kmol</p><p>　　進料板 ＝0.515 ＝0.314</p><p>　?。?.515×78+（1-0.515）×92＝84.

95、79kg/kmol</p><p>　?。?.314×78+（1-0.314）×2＝87.60kg/kmol</p><p>　　塔釜 ＝0.0473 ＝0.024</p><p>　　＝0.0473×78+（1-0.0473）×92＝91.34kg/kmol</p><p>　?。?.024

96、0×78+（1-0.0240）×92＝91.66kg/kmol</p><p>　　則精餾段的平均摩爾質量：</p><p>　?。剑?8.36+84.74）/2＝81.55kg/kmol</p><p>　　＝（78.81+87.60）/2＝83.21kg/kmol</p><p>　　提餾段的平均摩爾質量</p&

97、gt;<p>　?。剑?4.74+91.34）/2＝88.07kg/kmol</p><p>　?。剑?7.60+91.66）/2＝89.63kg/kmol</p><p><b>　?。?）平均密度</b></p><p><b>　?、僖后w密度</b></p><p>　　由tD=

98、80.7℃ pA=815kg/m³ pB=810kg/m³ </p><p>　　依下式 1/＝/+/（a為質量分數(shù)）</p><p>　　塔頂 1/＝0.97/815+0.03/810 ＝814.85kg/</p><p>　　進料板，有加料板液相組成＝0.314</p><p>　　由tF=98.

99、31℃ pA=795kg/m³ pA=792kg/m³</p><p>　　1/＝0.280/795+（1-0.280）/792 ＝792.84 kg/</p><p>　　由tW=109.56℃ pA=783kg/ pB=781kg/</p><p>　　塔釜 1/＝0.02/783+（1-0.02）/781

100、 ＝781.04kg/</p><p>　　故精餾段平均液相密度：＝（814.85+792.84）/2＝803.85 kg/</p><p>　　提餾段平均液相密度：＝（781.04+792.84）/2＝786.94 kg/</p><p><b>　?、跉庀嗝芏?lt;/b></p><p>　?。剑剑?.86 kg/&l

101、t;/p><p>　?。剑剑?.26kg/</p><p><b>　　液相表面張力</b></p><p><b>　?。?lt;/b></p><p>　　＝0.974×21.15+0.026×21.55＝21.16mN/m</p><p>　　=0.314&#

102、215;19.35+0.686×19.97=19.78 mN/m</p><p>　　=0.0240×17.65+0.9760×18.41=18.40 mN/m</p><p>　　則精餾段平均表面張力為：</p><p>　　＝（21.21+19.82）/2＝20.52 mN/m</p><p>　?。剑?9.

103、82+18.38）/2＝19.1 mN/m</p><p><b>　?。?）液體黏度</b></p><p>　　tD=80.7℃ μA=0.30mPa·S μB=0.29mPa·S</p><p>　　tF=98.31℃ μA=0.25mPa·S μB=0.26mPa·S</p><

104、;p>　　Tw=109.56℃μA=0.23mPa·S μB=0.25mPa·S</p><p><b>　　＝</b></p><p>　?。?.974×0.30+0.026×0.290＝0.301mpa</p><p>　　=0.314×0.250+0.686×0.26=0.

105、257 mpa</p><p>　　=0.023×0.231+0.976×0.250=0.249 mpa</p><p>　　則精餾段平均液相黏度＝（0.301+0.257）/2＝0.279 mpa</p><p>　　提餾段平均液相黏度 ＝（0.257+0.249）/2＝0.253 mpa</p><p>　　表6 塔

106、的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算結果</p><p><b>　　氣液負荷計算</b></p><p>　　由V=L+D L=RD 得V=(R+1)D=(2.866+1)×40.55=156.77kmol/h</p><p>　　由于是泡點進料 所以q＝1 ，V＝</p><p>　　L=RD=2.866

107、5;40.55=116.22kmol/h</p><p>　　=L+F=116.22+120.41=236.63kmol/h</p><p><b>　　轉換為質量流量</b></p><p>　　V＝156.77×81.55＝12784.59kg/h</p><p>　　＝156.77×88.07

108、＝13806.73kg/h</p><p>　　L＝116.22×83.21＝9670.66 kg/h</p><p>　?。?36.63×89.63＝21209.15 kg/h</p><p><b>　　轉化為體積流量</b></p><p>　　V＝12784.59/（3600×2.

109、86）＝1.242</p><p>　?。?3806.73/（3600×3.26）＝1.176</p><p>　　L＝9670.66 /（803.85×3600）＝0.00334</p><p>　　＝21209.15/（3600×786.94）＝0.00788</p><p>　　表7 精餾段和提餾段氣液負荷

110、計算結果</p><p>　　塔和塔板主要工藝尺寸計算</p><p><b>　　（1）塔徑D</b></p><p>　　精餾段的塔徑：空塔氣速 </p><p>　　依據(jù) </p><p>　　式中C可

111、由圖6－1史密斯關聯(lián)圖查出，</p><p><b>　　圖8 史密斯關聯(lián)圖</b></p><p><b>　　橫坐標的數(shù)值</b></p><p>　　取塔板間距HT =0.45m，上層液層高度hL =0.07m，則圖中參數(shù)值</p><p>　　由以上數(shù)據(jù)，查圖6－1得C20=0.084，由公

112、式校正得：</p><p>　　則 </p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，空塔氣速</p><p>　　u=0.7umax=0.7×1.406=0.984m/s</p><p><b>　　塔徑 </b>

113、</p><p>　　所以按標準塔徑圓整為 D=1.3m</p><p>　　提餾段的塔徑：空塔氣速 </p><p>　　依據(jù) </p><p>　　式中C可由圖6－1史密斯關聯(lián)圖查出，橫坐標的數(shù)值</p><p>　　取塔板間距HT

114、 =0.45m，上層液層高度hL =0.07m，則圖中參數(shù)值</p><p>　　由以上數(shù)據(jù)，查圖得C20=0.075，由公式校正得：</p><p><b>　　則 </b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.78，空塔氣速</p><p>　　u=0.78umax=0.78×1.145=0.890m/s

115、</p><p><b>　　塔徑 </b></p><p>　　所以按標準塔徑圓整為 D=1.3m</p><p><b>　　塔截面積 </b></p><p>　　實際空塔氣速 精餾段：</p><p><b>　　提餾段：</b></p&

116、gt;<p><b>　　精餾段安全系數(shù)：</b></p><p>　　在0.6--0.8范圍之間，合適。</p><p><b>　　提餾段安全系數(shù)：</b></p><p>　　在0.6--0.8范圍之間，合適</p><p><b>　　(2)溢流裝置</b>

117、;</p><p>　　采用單溢流、弓形降液管、平行受液盤及平直溢流堰，不設進口堰。各項計算如下</p><p><b>　　①溢流堰長</b></p><p>　　取堰長為0.66D，即</p><p>　　＝0.66×1.3＝0.858m</p><p><b>　?、诔隹?/p>

118、堰高</b></p><p>　　采用平直堰，，堰上液層高度可由下式算出</p><p><b>　　近似取E=1，則</b></p><p><b>　　③弓形降液管和面積</b></p><p>　　用弓形降液管的寬度與面積圖[2]求取和，因為/D＝0.66</p>&

119、lt;p>　　由圖查得/＝0.0721 /D＝0.124</p><p>　　所以＝0.0721×1.33＝0.096</p><p>　?。?.124×1.3＝0.161m</p><p>　　液體在降液管中的停留時間</p><p><b>　?。剑剑?2.93s</b></p&g

120、t;<p><b>　?。剑剑?.48s</b></p><p>　　停留時間>5s，故降液管可以使用</p><p><b>　?、芙狄汗艿紫陡叨?lt;/b></p><p>　　＝ ?。?.15m/s</p><p><b>　　＝</b></p>

121、;<p><b>　?。?lt;/b></p><p>　?。?）塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 </p><p>　　取閥孔動能因子＝10 ，則孔速為</p><p>　?。剑剑?.91m/s</p><p>　　＝=＝5.54m/s</p><p>　　求取每層塔板上的浮閥數(shù)，即</p

122、><p><b>　?。剑?取177個</b></p><p><b>　?。? 取178個</b></p><p>　　取邊緣寬度＝0.06m，破沫區(qū)寬度為＝0.1m，計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即</p><p><b>　?。?[x]</b></p><p

123、>　　R=D/2-=1.3/2-0.06=0.59m</p><p>　　X=D/2-(+)=1.3/2-(0.161+0.1)=0.389m</p><p><b>　　=</b></p><p>　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距為 t＝0.075m，估算排間距，即</p><p>　　

124、精餾段＝==0.064m</p><p>　　提餾段===0.063m</p><p>　　考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊板的支承與銜接也是要占去一部分鼓泡區(qū)的面積，因此排間距不宜采用0.064m，而應該小于此值。故?。?.06m</p><p>　　按t＝75mm＝60mm等腰三角形叉排方式作圖</p><p>　　圖9

125、精餾段和提餾段閥孔數(shù)</p><p>　　精餾段排得閥數(shù)為151個</p><p>　　提餾段排得閥數(shù)為151個</p><p>　　按N＝180個重新核算及閥孔動能因數(shù)</p><p><b>　　精餾段＝</b></p><p><b>　　提餾段</b></p&g

126、t;<p><b>　　精餾段=</b></p><p><b>　　提餾段＝</b></p><p>　　閥孔動能因數(shù)變化不大，還在9---12范圍內。</p><p>　　精餾段塔板開孔率＝＝0.955/6.89＝13.9％</p><p>　　提餾段塔板開孔率＝＝0.861/6.

127、52＝13.9％</p><p>　　精餾段和提餾段的開孔率都在10%~14%之間，兩者都符合要求。</p><p>　?。?）塔板流體力學驗算</p><p>　　氣相通過浮閥塔板的壓強降，可以公式</p><p><b>　　①干板阻力</b></p><p><b>　　精餾段

128、 m/s</b></p><p><b>　　提餾段 m/s</b></p><p>　　因為精餾段和提餾段的<,故</p><p><b>　　＝19.9</b></p><p>　　精餾段＝19.9＝19.9×＝0.035m液柱</p><p&

129、gt;　　提餾段＝19.9＝19.9×＝0.035m液柱</p><p><b>　?、诎迳铣錃庖簩幼枇?lt;/b></p><p>　　本設備分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳氫化合物，可取為充氣系數(shù)＝0.5，所以</p><p>　?。剑?.5×0.07＝0.035m液柱</p><p>　?、垡后w表面

130、張力所造成的阻力</p><p>　　此阻力很小，忽略不計。</p><p>　　因此，與氣體流經一層浮閥塔板的壓強降所相當?shù)囊后w高度為</p><p>　　精餾段 ＝0.035+0.035＝0.070m液柱</p><p>　　提餾段 ＝0.035+0.035＝0.070m液柱</p><p><b>　　

131、則</b></p><p>　　精餾段單板壓降＝g＝0.070×803.85×9.81＝552Pa</p><p>　　提餾段單板壓降＝g＝0.070×786.94×9.81＝540.39Pa</p><p>　　提餾段和精餾段的單板壓降都小于開始假設的單板壓降0.7kpa</p><p>

132、<b>　　所以假設符合要求。</b></p><p><b>　?。?）淹塔 </b></p><p>　　為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，（+），可以按公式</p><p>　?、倥c氣體通過塔板的壓強降所相當?shù)囊后w高度：</p><p>　　精餾段 ＝0.070m液柱&l

133、t;/p><p>　　提餾段 ＝0.070m液柱</p><p>　?、谝后w通過降液管的壓頭損失：因不設進口堰，故可以按公式</p><p><b>　　＝0.153</b></p><p>　　精餾段＝0.153＝0.00343m液柱</p><p>　　提餾段＝0.153＝0.00347m液柱&

134、lt;/p><p><b>　?、郯迳弦簩痈叨龋?lt;/b></p><p><b>　?。?.07m</b></p><p>　　故 精餾段 ＝0.070+0.00343+0.07＝0.14343m</p><p>　　提餾段 ＝0.070+0.00347+0.07＝0.14347m</p>

135、;<p>　　?。?.5 又選定了＝0.45m</p><p>　　精餾段＝0.0535m 精餾段＝0.0407m，則</p><p>　　精餾段 （+）＝0.5×（0.45+0.0535）＝0.252m</p><p>　　提餾段（+）＝0.5×（0.45+0.0407）＝0.245m</p><p>

136、　　可見<（+）,符合防止淹塔的要求。</p><p><b>　　霧沫夾帶 </b></p><p><b>　　按公式</b></p><p><b>　　泛點率＝×100％</b></p><p><b>　　及泛點率＝</b><

137、;/p><p>　　板上液體流徑長度 ＝D-2＝1.30-2×0.161＝0.978m</p><p>　　板上液流面積 ＝-2＝1.33-2×0.096＝1.138</p><p>　　苯和甲苯為正常系統(tǒng)，可以按下表取物性K＝1.0，而且從下圖查泛點負荷系數(shù)</p><p>　　圖10 泛點負荷系數(shù)</p>

138、<p><b>　　表8 物性系數(shù)K</b></p><p>　　精餾段的＝0.127 提餾段的＝0.128</p><p>　　精餾段的泛點率＝＝54.44%</p><p><b>　　泛點率＝</b></p><p><b>　　提餾段的泛點率＝×&

139、lt;/b></p><p><b>　　泛點率＝</b></p><p>　　根據(jù)兩個泛點公式計算出的泛點率都在80％以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足<0.1kg（液）/kg（氣）的要求。</p><p><b>　　塔板負荷性能圖</b></p><p>　?。?）霧沫夾帶線，按公式&

140、lt;/p><p><b>　　泛點率＝</b></p><p>　　按泛點率為80％計算如下</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p>　　0.06+1.331＝0.1156</p><p><b>　　提餾段 </b></p&

141、gt;<p>　　0.064+1.331＝0.1650</p><p>　　由上式可知道霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內任取兩個可作出霧沫夾帶線（1）</p><p><b>　　相應的和值</b></p><p>　　表9 霧沫夾帶線取點</p><p><b>　　液泛線 </b&g

142、t;</p><p><b>　　由公式</b></p><p><b>　　（+）＝＝</b></p><p><b>　　忽略，得</b></p><p>　?。?）＝5.34+0.153+（1+）[]</p><p>　　由于物系一定，塔板結構尺寸

143、一定，而且</p><p><b>　?。?lt;/b></p><p><b>　　將上式化簡為</b></p><p>　　精餾段 0.030＝0.1715-307.44-1.108</p><p>　　提餾段 0.035＝0.1843-55.85-1.108</p><

144、p><b>　　相應的和值</b></p><p><b>　　表10 液泛線取點</b></p><p>　　根據(jù)數(shù)據(jù)作出液泛線（2）</p><p><b>　　液相負荷上限線 </b></p><p>　　液體的最大流量應保證在降液管中停留的時間不低于3---5s

145、。依據(jù)公式，液體在降液管內的停留時間為</p><p>　　以＝5s作為液體在降液管中停留時間的下限，則</p><p>　　精餾段 ＝＝＝0.0086</p><p>　　提餾段 ＝＝＝0.0086</p><p>　　求出上限液體流量值（常數(shù)）。在--圖液相負荷上限線為與氣體流量無關的豎線（3）</p><p

146、><b>　　漏液線 </b></p><p>　　對于型重閥，依＝＝5計算，則＝</p><p><b>　　又知道 </b></p><p><b>　　則 </b></p><p>　　以＝5作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則</p><

147、p><b>　　精餾段 ＝＝</b></p><p><b>　　提餾段 ＝＝</b></p><p>　　作出與液相流量無關的水平漏液線（4）</p><p>　　(5) 液相負荷下限線 </p><p>　　取堰上液層高度＝0.006m作為液相負荷下限條件，依公式＝0.006&l

148、t;/p><p><b>　　取E＝1，則</b></p><p><b>　　精餾段 ＝ </b></p><p><b>　　提餾段 ＝</b></p><p>　　分別作出塔板負荷性能圖上的（1）（2）（3）（4）（5）條線</p><p>　

149、　由塔板負荷性能圖可以看出：</p><p>　?。?）任務規(guī)定的氣液負荷下的操作點p（設計點），處在適宜操作區(qū)內的位置。</p><p>　?。?）精餾段氣相負荷上限是由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。</p><p>　　提餾段塔板的氣相負荷上限是由液相負荷上限控制，操作下限由漏液控制。</p><p>　　（3）按照固定的氣液比，由下