食工原理課程設計甲苯乙苯連續(xù)精餾塔設計.doc

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1、 甲苯-乙苯的精餾工藝設計 合 肥 學 院 HEFEI UNIVERSITY 食工原理課程設計 題 目: 甲苯-乙苯連續(xù)精餾塔設計 系 別: 生物與環(huán)境工程系 專 業(yè): 12食品科學與工程 學 號: 1202061011 姓 名: 方平

2、 指導教師: 于宙 二零一四年十 月 二十七 日 目錄 第一部分 設計任務書 1、設計題目 …………………………………………………………………………5 2、設計概述 …………………………………………………………………………5 3、設計內(nèi)容 …………………………………………………………………………6 第二部分 精餾塔的設計 1 精餾塔的物料衡算 ………………………………………………………………7 1.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 ……………………………

3、…………8 1.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 …………………………………8 1.3物料衡算 ………………………………………………………………………8 2 塔板數(shù)的確定 ……………………………………………………………………9 2.1甲苯、乙苯的溫度-組成………………………………………………………10 2.2確定操作的回流比R …………………………………………………………11 2.3求操作線方程 ………………………………………………………………12 2.4圖解法求理論塔板層數(shù)………………………………………………………13 3 塔的操作

4、工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算……………………………………14 3.1操作壓力計算 ……………………………………………………………… 14 3.2操作溫度計算 …………………………………………………………… 14 3.3平均摩爾質(zhì)量計算 ………………………………………………………… 15 3.4平均密度計算…………………………………………………………………15 3.5液體平均表面張力計算………………………………………………………18 3.6液體平均粘度計算 …………………………………………………………20 4 精餾塔的氣、液相負荷計算………………………………………

5、……………22 4.1精餾段氣、液相負荷計算……………………………………………………22 4.2提餾段氣、液相負荷計算……………………………………………………22 5 精餾塔的塔體工藝尺寸計算……………………………………………………23 5.1塔徑的計算 …………………………………………………………………23 5.2精餾塔有效高度的計算 ……………………………………………………25 6 塔板主要工藝尺寸的計算………………………………………………………25 6.1溢流裝置計算…………………………………………………………………25 6.2塔板布置…………………………

6、……………………………………………27 7 篩板的流體力學驗算……………………………………………………………30 7.1塔板壓降 ……………………………………………………………………30 7.2液面落差…………………………………………………………………… 32 7.3液沫夾帶 ……………………………………………………………………32 7.4漏液 …………………………………………………………………………33 7.5液泛………………………………………………………………………… 33 8 塔板負荷性能圖…………………………………………………………………34

7、8.1精餾段塔板負荷性能圖………………………………………………………35 8.2提餾段塔板負荷性能圖………………………………………………………37 9 精餾塔的設計計算結(jié)果匯總一覽表……………………………………………41 10 精餾塔接管尺寸計算…………………………………………………………42 10.1塔頂進氣管 …………………………………………………………………42 10.2塔頂回流液管 ………………………………………………………………43 10.3進料管…………………………………………………………………………43 10.4塔釜出料管…………………………………………

8、…………………………43 10.5塔釜進氣管……………………………………………………………………43 11 主要輔助設備的選型………………………………………………………… 44 11.1冷凝器的設計 ……………………………………………………………… 44 11.1.1確定設計方案 ……………………………………………………………44 11.1.2確定物性數(shù)據(jù)………………………………………………………………44 11.1.3計算熱負荷…………………………………………………………………45 （1）殼程液流量……………………………………………………………………45 （2）殼程流體的

9、汽化潛熱…………………………………………………………45 （3）熱負荷…………………………………………………………………………46 11.1.4逆流平均溫差………………………………………………………………46 11.1.5冷卻水用量 ………………………………………………………………46 11.1.6估算傳熱面積 ……………………………………………………………47 11.1.7換熱器的工藝結(jié)構(gòu)尺寸……………………………………………………47 11.1.8換熱器核算…………………………………………………………………48 11.1.9換熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果…………………………

10、………………51 11.2再沸器的設計…………………………………………………………………52 11.2.1有關(guān)物性的確定……………………………………………………………52 11.2.2估算傳熱面積、初選換熱器型號…………………………………………53 11.2.3傳熱能力核算 ……………………………………………………………55 11.2.4循環(huán)流量的校核 …………………………………………………………61 （1）計算循環(huán)推動力…………………………………………………………61 （2）循環(huán)阻力…………………………………………………………………61 （3）循環(huán)推動力與循環(huán)阻力的比值

11、……………………………………63 11.2.5再熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果…………………………………………63 第三部分 其它 1 對設計過程的評述、有關(guān)問題的討論和設計自我評價 ……………………64 2 參考文獻 ………………………………………………………………………65 3 致謝 ……………………………………………………………………………66 4 繪制工藝流程圖、設備圖 ………………………………………………………66 第一部分 設計任務書 1、 設計題目：甲苯-乙苯連續(xù)精餾塔的設計 2、 設計概述 在化工、煉

12、油、醫(yī)藥、食品及環(huán)境保護等工業(yè)部門，塔設備是一種重要的單元操作設備。其作用實現(xiàn)氣—液相或液—液相之間的充分接觸，從而達到相際間進行傳質(zhì)及傳熱的過程。它廣泛用于蒸餾、吸收、萃取、等單元操作，在本世紀五十年代以后，隨著石油、化學工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。篩板塔是傳質(zhì)過程常用的塔設備，是1932年提出的，當時主要用于釀造。它的主要優(yōu)點有： (１) 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60％，為浮閥塔的80％左右。 (２) 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10～15％

13、。 (３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。 (４) 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30％左右。 篩板塔的缺點是： (１) 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 (２) 操作彈性較小(約2～3)。 (３) 小孔篩板容易堵塞。 但設計良好的篩板塔仍具有足夠的操作彈性，對易引起堵塞的物系可采用大孔徑篩板，故近年我國對篩板的應用日益增多，所以在本設計中設計該種塔型。[1] 精餾是化工分離中經(jīng)常遇到的環(huán)節(jié)。本設計是采用篩板塔對組成結(jié)構(gòu)和性質(zhì)相似的甲苯和乙苯進行精餾分離。本文詳細的介紹了甲苯和乙苯篩板精餾分離的設計過程，畫出了工藝流程圖和精餾塔主

14、要設備圖形象直觀的展現(xiàn)了設計的結(jié)果。 三、設計條件： (一)操作條件 1、生產(chǎn)產(chǎn)量： 11000 （噸/年）。 2、進料組成：甲苯、乙苯的混合溶液，含甲苯的質(zhì)量分數(shù)為60%。 3、進料狀態(tài)： 冷液進料 4、回流比：R=2.624 5、料液初溫 ： 20℃ 6、冷卻水的溫度： 30℃ 7、采用間接蒸汽加熱塔底加熱，蒸汽壓力0.5 MPa（表壓） 8、精餾塔塔頂壓強: 4 KPa(表壓) 9、單板壓降不大于 0.7 kPa 10、分離要求：塔頂?shù)募妆胶坎恍∮?8%(質(zhì)量分數(shù)),塔底的甲苯含量不大于2%(質(zhì)量分數(shù))。 （二）塔板類型:篩

15、板塔 （三）工作日：每年工作日為300天，每天24小時連續(xù)運行 （四）廠址：安徽省合肥市 （五）設計內(nèi)容 1. 設計說明書的內(nèi)容 1） 精餾塔的物料衡算； 2） 塔板數(shù)的確定； 3） 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算； 4） 精餾塔的塔體工藝尺寸計算； 5） 塔板主要工藝尺寸的計算； 6） 塔板的流體力學驗算； 7） 塔板負荷性能圖； 8） 精餾塔接管尺寸計算； 9） 主要輔助設備的選型； 10） 對設計過程的評述、有關(guān)問題的討論和設計自我評價。 2. 設計圖紙要求： 1） 繪制生產(chǎn)工藝流程圖（A2號圖紙)； 2） 繪制精餾塔設計條件圖（A1號圖紙）。

16、 第二部分 精餾塔的設計 1、 精餾塔的物料衡算 表1 甲苯的物理性質(zhì) 分子質(zhì)量：92.14 沸點：110.625℃ 溫度 (℃) 密度 （kg/m3） 汽化熱 （KJ） 比熱容 Kg/(mol℃ 黏度 mPa.s 表面張力 110 780.3 35.239 0.186 0.245 18.41 120 770.0 32.631 0.191 0.228 17.34 130 759.5 32.004 0.194 0.213 16.27 140 748.8 31.359 0.198 0.200 1

17、5.23 表2 乙苯的物理性質(zhì)[2] 分子質(zhì)量：106.17 沸點：136.186℃ 溫度 (℃) 密度 （kg/m3） 汽化熱 （KJ） 比熱容 （Kg/(mol.℃) 黏度 mPa.s 表面張力 110 785.8 37.547 0.217 0.278 19.86 120 776.2 36.936 0.221 0.259 18.81 130 766.6 36.312 0.225 0.242 17.81 140 756.7 35.642 0.229 0.226 16.82 (一)、原料液及塔頂、塔

18、底產(chǎn)品的摩爾分率 甲苯的摩爾質(zhì)量MA=92.14 kg/kmol 乙苯的摩爾質(zhì)量MB=106.17 kg/kmol （二）、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 MF=0.633592.14＋(1－0.6335)106.17=97.2820 ㎏/kmol MD=0.982692.14＋(1－0.9826)106.17=98.3841 kg/kmol MW=0.023092.14＋(1－0.0230)106.17=105.8473 kg/kmol （三）、物料衡算 對于甲苯-乙苯雙組分的連續(xù)精餾

19、塔，根據(jù)總物料衡算及甲苯的物料衡算可求得進料流量F及殘液流率W。 餾出液流率D= 聯(lián)立解得W=8.9803 kmol/h , F=24.6849 kmol/h 以塔頂易揮發(fā)組分為主要產(chǎn)品，則回收率為 式中:F、D、W分別為進料、塔頂產(chǎn)品、塔底餾出液的摩爾流量(kmol/h),、、分別為進料、塔頂產(chǎn)品、塔底餾出液組成的摩爾分率 二、塔板數(shù)的確定 表3 按托尼方程常數(shù) Antoine方程常數(shù)? 物質(zhì) A B C 溫度范圍℃ 甲苯 6.07954 1344.8 219.482 6～137 乙苯

20、 6.08208 1424.255 213.06 26～163 表4 甲苯乙苯氣液平衡[2] t/℃ 110.62 113 116 119 122 101.3089 108.3452 117.7550 127.7931 138.4878 48.0712 51.7611 56.7318 62.0770 67.8163 x 1.0000 0.8755 0.7303 0.5969 0.4738 y 1.0000 0.9364 0.8490 0.7530 0.6477 t/℃

21、 125 128 131 134 136.324 149.8675 161.9614 174.7988 188.4096 199.5043 73.9700 80.5590 87.6044 95.1280 101.2991 x 0.3601 0.2548 0.1571 0.0662 0.0000 y 0.5327 0.4074 0.2710 0.1231 0.0000 1、甲苯、乙苯的溫度-組成 甲苯-乙苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。 根據(jù)（A

22、、B、C為Antoine方程常數(shù)由手冊已查得如表1）求得一系列溫度下甲苯和乙苯的蒸氣壓、。 再根據(jù)泡點方程和露點方程得到各組t-x(y) 數(shù)據(jù)，繪出甲苯、乙苯的溫度-組成圖及平衡曲線。 圖 1 2、確定操作的回流比R 由于是飽和液體進料， 有q=1、xq=xf=0.6335在x～y圖上查得yq=0.7845。則最小回流比如下： 而一般情況下R=(1.1～2)Rm ,考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實際操作的回流比為最小回

23、流比的2倍。 即：R=2Rm=2.6240 圖2 3、求操作線方程 精餾段操作線方程為： 提餾段操作線方程為 （1）對于某些進料熱狀態(tài)，當泡點進料時,，則有,所以α=2.106, 由于 68 精餾段： =X1=0.9826,y2=0.9826 X2=0.9640,y3=0.9691 X3=0.9370,y4=0.9496 X4=0.8995,y5=0.9224 X5=

24、0.8495,y6=0.8862 X6=0.7871,y7=0.8410 X7=0.7152,y8=0.7889 X8=0.6395,y9=0.7342 提餾段： X9=0.5674,y10=0.6532 X10=0.4721,y11=0.5461 X11=0.3636，Y12=0.4198 X12=0.2557,Y13=0.2941 X13=0.1652,Y14=0.1886 X14=0.0994，Y15=0.1120 X15=0.1120,Y16=0.0620 X16=0.0304，Y17=0.0306 X17=0

25、148<0.0230 由以上計算可知，理論板層數(shù)：精餾段有7塊,提餾段有9塊 NT=16-1=15塊（不含再沸器） （2）實際塔板數(shù)Np的求取 全塔效率 : 精餾段：Np1=NT1/0.53=13.21≈14，取Np1=14塊； 提留段：NP2=NT2/0.53=16.98≈17；取Np2=17塊； 總塔板數(shù)：NP=Np1+Np2=31塊。 4、圖解法求理論板層數(shù) （1）精餾段操作線為經(jīng)過點a(0.9826,0.9826)、c(0,0.2711)的直線，與q線交與點q（0.6334,0.7297）,而提餾段操作線為經(jīng)過點q（0.63

26、36,0.7297）、b(0.0230,0.0230)兩點的直線。在x-y圖中繪出精餾段操作線、提餾段操作線、q線，并繪出梯級。 圖解得總理論塔板數(shù)NT=16－1=15塊（不含再沸器）。其中精餾段NT1=8塊，提餾段NT2=7塊，第9塊為加料板位置。 （2）實際塔板數(shù)Np的求取 精餾段：Np1=NT1/0.6=15，取Np1=14塊； 提餾段：NP2=NT2/0.6=15.1865；取Np2=17塊； 總塔板數(shù)：NP=Np1+Np2=31塊。[4] 三、塔的操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 （一）、操作壓力計算 塔頂操作壓力

27、 ：PD＝101.3＋4= 105.3 kPa 每層塔板壓降 ：取△P＝0.7 kPa 進料板壓力 ：PF＝105.3＋0.714＝115.1kPa 塔底操作壓力 ：PW＝115.1＋0.717＝127kPa 精餾段平均壓力：Pm1＝（115.1+105.3）/2＝110.2kPa 提餾段平均壓力：Pm2＝（115.1+127）/2＝121.05kPa （二）、操作溫度計算 查溫度-組成圖可得相應溫度如下： 塔頂溫度 ：TD＝109.86℃ 進料板溫度 ：

28、TF＝118.82℃ 塔底溫度 ：TW＝134.49℃ 精餾段平均溫度 ：Tm1＝（109.86＋118.82）/2 =114.34 ℃ 提餾段平均溫度 ：Tm2＝（118.82+134.49）/2=126.655℃ （三）、平均摩爾質(zhì)量計算 1、塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 由y1==0.9826,查平衡曲線得x1=0.9640 2、進料板平均摩爾質(zhì)量計算 由 xF＝0.6335，查平衡曲線得yF＝0.7845

29、 3、塔底平均摩爾質(zhì)量計算 由 xW＝0.023，查平衡曲線得yW＝0.0472 4、精餾段平均摩爾質(zhì)量 5、提餾段平均摩爾質(zhì)量 （四）、平均密度計算 1、氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 2、液相平均密度計算 由于已查得液相甲苯、乙苯在某些溫度下的密度，將其以T為x軸、ρ為y軸分別繪制出甲苯、乙苯的溫度-密度曲線圖。故甲苯、乙苯純組分在本設計所涉及的溫度范圍內(nèi)的密度可用下式求得： 甲苯ρA=-1.

30、0245T＋892.00 ， 乙苯 ρB=-0.9521T＋889.84 而液相平均密度用計算（ 式中表示質(zhì)量分數(shù)）。 液相甲苯、乙苯在某些溫度下的密度? 溫度 T/℃ 60 70 80 90 100 ρ kg/m3 甲 苯 829.3 819.7 810 800.2 790.3 乙 苯 831.8 822.8 813.6 804.5 795.2 溫度 T/℃ 110 120 130 140 150 ρ kg/m3 甲 苯 780.3 770 759.5 748.8 737.8 乙 苯 78

31、5.8 776.2 766.6 756.7 746.6 表5 液相甲苯、乙苯在某些溫度下的密度[3] 圖3 ①、塔頂液相平均密度的計算 由TD＝109.86℃ 得： ρDA=-1.0245109.86＋892.00=779.4885 kg/m3 ρDB=-0.9521109.86＋889.84=785.2423 kg/m3 = + +=0.001283 kg/m3 ρDm =779.4232kg/m3 ②、進料板液相平均密度的計算 由

32、TF＝118.82 ℃得： ρFA=-1.0245118.82＋892.00=770.2689kg/m3 ρFB=-0.9521118.82＋889.84=776.7115kg/m3 = + =+=0.001298 ρFm =770.4160kg/m3 ③、塔底液相平均密度的計算 由TW＝134.49℃ 得： ρWA=-1.0245134.49＋892.00=754.2150 kg/m3 ρWB=-0.952134.49＋889.84=761.7921 kg/m3 = + = + =0.001326 ρWm =

33、 754.1478kg/m3 ④、精餾段液相平均密度 ρLm1=(ρDm＋ρFm)/2=（779.4232+770.4160）/2=774.9196 kg/m3 ⑤、提餾段液相平均密度 ρLm2=(ρFm＋ρWm)/2= (770.4160+754.1418）/2=762.2819kg/m3 （五）、液體平均表面張力計算 由于已查得液相甲苯、乙苯在某些溫度下的表面張力（如表4），將其以T為x軸、σ為y軸分別繪制出甲苯、乙苯的溫度-表面張力曲線圖（如圖4）。故甲苯、乙苯純組分在本設計所涉及的溫度范圍內(nèi)的表面張力可用下式求得： 甲苯 σ

34、A=-0.1053T＋30.095 乙苯 σB=-0.1016T＋31.046 而液相平均表面張力用計算 表6 甲苯、乙苯在某些溫度下的表面張力[3] 甲苯、乙苯在某些溫度下的表面張力（σ）? 溫度 T℃ 60 70 80 90 100 表面張力(mN/m) 甲苯 23.94 22.81 21.69 20.59 19.49 乙苯 25.01 23.96 22.92 21.88 20.85 溫度 T℃ 110 120 130

35、140 150 表面張力 (mN/m) 甲苯 18.41 17.34 16.27 15.23 14.19 乙苯 19.83 18.81 17.81 16.82 15.83 圖4 1、塔頂液相平均表面張力的計算 由 TD＝109.86℃ 得： σDA=-0.1053109.86＋30.095=18.5267mN/m σDB=-0.1016109.86＋31.046=19.8842mN/m σDm=0.982618.5267＋(1-0.9826)1

36、9.8842=18.5503mN/m 2、進料板液相平均表面張力的計算 由TF＝118.82℃ 得： σFA=-0.1053118.82＋30.095=17.5822 mN/m σFB=-0.1016118.82＋31.046=18.9739mN/m σFm=0.633517.5822＋（1－0.6335）18.9739=18.0923 mN/m 3、塔底液相平均表面張力的計算 由 TW＝134.49 ℃得： σWA=-0.1053134.49＋30.095=15.9332mN/m σ

37、WB=-0.1016134.49＋31.046=17.3818mN/m σWm=0.02315.9332＋(1-0.023)17.3818=17.7204mN/m 4、精餾段液相平均表面張力 σLm1=(σDm＋σFm)/2=（18.5503＋18.0923)/2=18.3213mN/m 5、提餾段液相平均表面張力 σLm2=(σFm＋σWm)/2=（18.0923＋17.7204)/2=17.9064mN/m （6） 、液體平均粘度計算 已查得液相甲苯、乙苯在某些溫度下的粘度，將其以T為x軸σ為y軸分別繪制出甲苯、乙苯

38、的溫度-粘度曲線圖。 故甲苯、乙苯純組分在本設計所涉及的溫度范圍內(nèi)的粘度可用下式算得：甲苯 ：μ=1.210-5T2－0.0046T＋0.6010 乙苯 ：μ=1.410-5T2－0.0053T＋0.6896 液相平均粘度用lgμLm=Σxilgμi計算 表7 甲苯、乙苯在某些溫度下的粘度[3] 甲苯、乙苯在某些溫度下的粘度（μ）④ 溫度 T/℃ 60 70 80 90 100 粘度mPas 甲苯 0.373 0.34 0.311 0.286 0.264 乙苯 0.426 0.388 0.3

39、54 0.325 0.3 溫度 T/℃ 110 120 130 140 150 粘度mPas 甲苯 0.245 0.228 0.213 0.2 0.188 乙苯 0.278 0.259 0.242 0.226 0.213 圖5 1、塔頂液相平均粘度的計算 由TD＝109.86℃ 得 ： μDA=1.210-5109.862－0.0046109.86＋0.601=0.2405mPas μDB=1.410-5109.862－0.00

40、53109.86＋0.6896=0.2763mPas lgμDm=0.9826lg(0.2405)＋(1-0.9826)lg(0.2763) 解出μDm=0.2411mPas 2、進料板液相平均粘度的計算 由TF＝118.82℃ 得 ： μFA=1.210-5118.822－0.0046118.82＋0.601=0.2238mPas μFB=1.410-5118.822－0.0053118.82＋0.6896=0.2575mPas lgμFm=0.6335lg(0.2238)＋(1-0.6335)lg(0.2575) 解出μFm= 0.2356mPas

41、 3、塔底液相平均粘度的計算 由TW＝134.49℃ 得 ： μWA=1.210-5134.492－0.0046134.49＋0.601=0.1994mPas μWB=1.410-5134.492－0.0053134.49＋0.6896=0.2300mPas lgμWm=0.023lg(0.1994)＋(1-0.023)lg(0.2300） 解出μWm=0.2292 mPas 4、精餾段液相平均粘度 5、提餾段液相平均粘度 [5] 四、精餾塔的氣、液相負荷計算 （一）、精餾段氣、液相負荷計算 汽相摩爾流率：

42、汽相體積流量： 汽相體積流量： 液相回流摩爾流率： 液相體積流量： 液相體積流量： （二）、提餾段氣、液相負荷計算 汽相摩爾流率： 汽相體積流量： 汽相體積流量: 液相回流摩爾流率： 液相體積流量： 液相體積流量： 五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算 （一）、塔徑的計算 1]、 精餾段塔徑的計算 取板間距HT=0.40，取板上清液層高度 ＝0.06m。 液氣動能參數(shù) ： 查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得7 負荷因子： 最大允空塔氣速： = 取適宜空塔氣速：μ1=0.7μF1= 估算塔徑 ：=,按標準塔徑圓整后取塔徑

43、D＝1.0m 塔截面積為 AT1= 2、 提餾段塔徑的計算 取板間距HT=0.40m，板上清液層高度 ＝0.06m。 液氣動能參數(shù) ：= 圖6 Smith通用關(guān)聯(lián)圖 查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得=0.07 負荷因子： 最大允空塔氣速： 取適宜空塔氣速：μ2=0.7μF2= 估算塔徑 ：，為加工方便，圓整取1m上下塔段直徑保持一致. 塔的截面積： 表8 板間距與塔徑的關(guān)系⑤ 塔徑D/mm 300～500 500～800 800～1600 1600～2400

44、 板間距HT/mm 200，250，300 250，300，350 300，350，400，450，500 400，450，500，550，600 （2） 、精餾塔有效高度的計算 精餾段有效高度： Z精=( Np1-1)HT=(14-1) 0.4=5.2m 提溜段有效高度： Z提=( Np2-1)HT=(17-1) 0.4=6.4m 在筒體上開三個人孔HT，其高度為0.4m 故精餾塔的有效高度Z =Z精＋Z提＋[6] 六、塔板主要工藝尺寸的計算 (一)、溢流裝置計算 1、精餾段溢流裝置計算 因塔徑D＝1m，可選用單

45、溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盤。各項計算如下： ①、堰長： 取m ②、溢流堰高度hw1 由；，根據(jù)液流收縮系數(shù)圖可查得液流收縮系數(shù)E1=1.031，對于平直堰，堰上液層高度hOW1可由Francis經(jīng)驗公式計算得： (6.9731/0.7) =0.01356=13.56mm hOW應大于6mm，本設計滿足要求，板上清液層高度 ＝60mm ，故 ③、弓形降液管寬度Wd1和截面積Af1 由查弓形降液管的參數(shù)圖得： 液體在降液管中停留時間

46、： 故降液管設計合理。 ④、降液管底隙高度ho1 因ho=hw-(0.006～0.012) 而不宜小于0.02～0.025 m，以免引起堵塞。則取ho1=29.17mm hW1-ho1=故降液管底隙高度設計合理。 選用凹形受液盤，深度取=50mm。 2、提餾段溢流裝置計算 因塔徑D＝1m，可選用單溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盤。各項計算如下： ①、堰長： 取0.7m ②、溢流堰高度hw2 由；，根據(jù)液流收縮系數(shù)圖可查得液流收縮系數(shù)E2=1.035，對于平直堰，堰上液層高度hOW2由Francis經(jīng)驗

47、公式計算： hOW應大于6mm，本設計滿足要求 ，板上清液層高度 ＝60mm ，故 ③、弓形降液管寬度Wd2和截面積Af2 因=，塔徑D相同故Wd2=Wd1=0.11 m，Af2=Af1=0.07065 m2 液體在降液管中停留時間： ,故降液管設計合理。 ④、降液管底隙高度ho2 因ho=hw-(0.006～0.012) 而不宜小于0.02～0.025 m，以免引起堵塞。則取ho2=33.37mm hw2 -ho2=故降液管底隙高度設計合理。 選用凹形受液盤，深度取=50mm。

48、 （二）、塔板布置 1、精餾段塔板布置 ①、塔板的分塊 因D1≥800mm，故塔板采用分塊式。塔板分為3塊。 表9 塔板分塊數(shù)與塔徑的關(guān)系 塔徑D/mm 800～1200 1400～1600 1800～2000 2200～2400 塔板分塊數(shù) 3 4 5 6 ②、破沫區(qū)(安定區(qū))寬度、無效邊緣區(qū)確定 取破沫區(qū)寬度：==0.06 m ；取無效邊緣區(qū)：Wc1=0.05 m。 ③、開孔區(qū)面積計算

49、 開孔區(qū)面積Aa按計算 其中x1=D/2-(Wd1＋Ws1 )= 0.5-(0.11+0.06)=0.33 m r1 = D/2-Wc1 =0.5-0.05=0.45 m 故 ④、篩孔計算及其排列 本設計所處理的物系無腐蝕性，可選用δ＝3 mm（一般的厚度為3～4mm）碳鋼板，取篩孔直徑 d01＝5 mm（工業(yè)生產(chǎn)中孔徑一般在3～10mm之間，4～5mm居多），篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為 t1＝3d01＝3 5＝15mm（通常采用2.5～5倍孔直徑的中心距） 。 篩孔數(shù)目：

50、 開孔率為：（開孔率一般在5～15%之間,滿足要求） 每層塔板開孔面積： 氣體通過篩孔的氣速： 2、提餾段塔板布置 ①、塔板的分塊 因D2≥800mm，故塔板采用分塊式。塔板分為3塊。 ②、破沫區(qū)(安定區(qū))寬度、無效邊緣區(qū)確定 取破沫區(qū)寬度：===0.06 m 取無效邊緣區(qū)：Wc2=Wc1=0.05 m ③、開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積Aa2=Aa1=0.5353 m2 ④、篩孔計算及其排列 同樣選用δ＝3 mm碳鋼

51、板，篩孔直徑 d02=d01＝5 mm，按正三角形排列，孔中心距t為 t2=t1＝3d01＝3 5＝15mm。 篩孔數(shù)目：n2=n1=2755個 開孔率為： （滿足要求） 每層塔板開孔面積： 氣體通過篩孔的氣速： 塔板孔布置如下面所示：[7] 圖7 表10 單流型塔板某些參數(shù)推薦值 塔徑D/mm 塔截面積AT/m2 （Ad/AT）/% lW/D 弓形降液管 降液管面積Ad/mm2 堰長lW/mm 堰寬bD/mm 800 0.0

52、527 7.227 10.0 14.2 0.661 0.726 0.800 529，581，640 100 125 160 0.0363 0.0502 0.0717 1000 0.7854 6.8 9.8 14.2 0.650 0.714 0.800 650 714 800 120 150 200 0.0534 0.0770 0.1120 1200 1.1310 7.22 10.2 14.2 0.661 0.730 0.800 794 876 960 150 290 240 0.0816 0.

53、1150 0.1610 七 、 篩板的流體力學驗算 (一) 、塔板壓降 1、精餾段的塔板壓降 ①、干板阻力hc1計算 干板阻力hc1由 計算 d01/δ＝5/3＝1.6667，由孔流系數(shù)圖查得孔流系數(shù)C01＝0.8011 故 ②、氣體通過板上液層的壓降 氣體通過有效流通截面積的氣速，對單流型塔板有： 動能因子： 查充氣系數(shù)圖得充氣系數(shù)：（一般可近似?。? 故 ③、液體表面張力的阻力計算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由計算

54、 ④、氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即 氣體通過每層塔板的壓降為 ： （滿足工藝要求）。 2、提餾段的塔板壓降 ①、干板阻力hc2計算 干板阻力hc2由 計算 d02／δ＝5／3＝1.6667，查得孔流系數(shù)C02＝0.8011 故 ②、氣體通過板上液層的壓降 氣體通過有效流通截面積的氣速，對單流型塔板有： 動能因子： 查圖得充氣系數(shù)：（一般可近似?。?。 故 ③、液體表面張力的阻力計算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由

55、計算 ④、氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即 氣體通過每層塔板的壓降為 ： （滿足工藝要求）。 (二)、 液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且本設計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 (三)、 液沫夾帶 液沫夾帶量可用式計算： 精餾段液沫夾帶量 提餾段液沫夾帶量:

56、 （驗算結(jié)果表明產(chǎn)生的霧沫夾帶量在本設計范圍內(nèi)允許） (四) 、漏液 對篩板塔，漏液點氣速(下限氣速)uOM可由下式計算，即 精餾段： 實際孔速uo1＝12.4337 m/s＞uOM1 穩(wěn)定系數(shù)為K1=uo1/uOM1=12.4337/5.82693=2.134>1.5 提餾段： 實際孔速uo2＝11.41613 m/s＞uOM2 穩(wěn)定系數(shù)為K2=uo2/uOM2=11.41613/5.4372=2.1>1.5

57、 （故在本設計中無明顯漏液）。 (五) 、液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應服從Hd≤φ(HT+hW) 苯一甲苯物系屬一般物系，取φ＝0.5，則 φ(HT+hW)=0.5(0.40+0.04394)=0.22197 m 而Hd=hP+hL+Δ+hd，板上不設進口堰，本設計采用平直堰Δ=0，hd可由計算，即 精餾段： 故Hd1=0.08953+0.06+0.0009641=0.1505 m液柱 。 提餾段： 故Hd2=0.08805+0.06+0.00223=0

58、.1503 m液柱 。 因Hd1和Hd2都小于φ(HT+hW),故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。 通過流體力學驗算，可認為精餾段和提餾段塔徑及塔板各工藝結(jié)構(gòu)尺寸合適，若要做出最合理的設計，還需重選及，進行優(yōu)化設計，在此不再贅敘。[8] 圖8 塔板負荷性能圖 Vs ,m3/s Ls ,m3/s (1)霧沫夾帶線 (2)液泛線 (3)液相上限線 (4)漏夜線 (5)液相負荷下限線 A Vs,min P操作點 B Vs,max O 8、 塔板負荷性能圖 塔板負荷性能圖 Vs ,m3/s Ls ,m3/s (1)霧沫夾

59、帶線 (2)液泛線 (3)液相上限線 (4)漏夜線 (5)液相負荷下限線 A Vs,min P操作點 B Vs,max O （一）、精餾段塔板負荷性能圖 1、液相負荷上限線 ① 2、液相負荷下限線 取平堰堰上液層高度m，。 ② 3、霧沫夾帶線 式中 代入數(shù)據(jù)得 簡化得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應的值列于下表： 0.04 0.03 0.02 0.01 0

60、.00 0.12 0.32 0.53 0.79 1.23 依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線 ③ 4、液泛線 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應的值列于下表： 0.010 0.008 0.006 0.004 0.002 0.000 0.70 0.81 0.89 0.97 1.04 1.13 依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線 ④ 5、漏液線（氣相負荷下限線）

61、 漏液點氣速 ，整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應的值列于下表： ，m3/s 0.04 0.03 0.02 0.01 0.00 Vs了，min，m3/s 0.44 0.42 0.39 0.36 0.29 依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線 ⑤ 6、操作彈性 操作氣液比 操作彈性定義為操作線與界限曲線交點的氣相最大負荷與氣相允許最小負荷之比，即： 操作彈性= 將所得上述五個方程繪制成精餾段塔板負荷性能圖 （二）、提餾段塔板負荷性能圖 1、液相

62、負荷上限線 ① 2、液相負荷下限線 取平堰堰上液層高度m，。 ② 3、霧沫夾帶線 式中 代入數(shù)據(jù)得 簡化得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應的值列于下表： 0.04 0.03 0.02 0.01 0.00 0.095 0.29 0.52 0.78 1.24 依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線 ③ 4、液泛線

63、 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應的值列于下表： 0.01 0.008 0.006 0.004 0.002 0.58 0.71 0.81 0.90 0.97 依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線 ④ 5、漏液線（氣相負荷下限線） 漏液點氣速 ，整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應的值列于下表： 104 0.04 0.03 0.02 0.01 0 Vs了

64、，min，m3/s 0.42 0.40 0.37 0.33 0.27 依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線 ⑤ 將所得上述五個方程繪制成提餾段塔板負荷性能圖 6、操作彈性 操作氣液比 操作彈性定義為操作線與界限曲線交點的氣相最大負荷與氣相允許最小負荷之比，即：操作彈性=[9] 圖 9 圖 10 九、精餾塔的設計計算結(jié)果匯總一覽表 表11 精餾塔的設計計算結(jié)果匯總一覽表

65、 項 目 符 號 單 位 計 算 結(jié) 果 精餾段 提餾段 平均壓強 P kPa 110.2 121.05 平均溫度 T ℃ 114.34 126.655 平均密度 氣相 ρ kg/m3 3.2072 3.6536 液相 774.9196 762.2819 平均流量 氣相 Vs m3/s 0.4621 0.4341 液相 Ls m3/s 0.001937 0.002438 實際塔板數(shù) 31 塊 14 17 板間距 HT m 0.4 0.4 塔段的有效高度 E m 5

66、.2 6.4 塔徑 D m 1.0 1.0 空塔氣速 μ m/s 1.0669 0.9846 塔板液流型式 單流型 單流型 溢 流 裝 置 溢流管型式 堰長 m 0.7 0.7 堰高 hW m 0.04644 0.04413 溢流堰寬度 ho m 0.11 0.11 底隙高度 m 0.02917 0.03337 板上清液層高度 hL m 0.06 0.06 孔徑 d0 mm 5 5 孔間距 t mm 15 15 孔數(shù) n 個 2755 2755 開孔面積 Aa m2 0.5353 0.5353 篩孔氣速 uo m/s 12.4337 11.41613 塔板壓降 ΔPp kPa 0.6791 0.6596 液體在降液管中的停留時間 θ s 14.5896 11.591