分離苯和甲苯系統(tǒng)的板式精餾塔設(shè)計(jì)書

1、分離苯和甲苯系統(tǒng)的板式 精餾塔設(shè)計(jì)書1.1 設(shè)計(jì)題目分離苯甲苯系統(tǒng)的板式精餾塔設(shè)計(jì)1.2 設(shè)計(jì)條件分離物系：苯和甲苯原料狀態(tài)：x f0.41 (質(zhì)量分率）分離要求：xw 0.049 ，xd 0.96 （質(zhì)量分率）設(shè)計(jì)能力：1000 kg/ h操作壓力：自定操作方式：連續(xù)生產(chǎn)，每年300 天，每天 24 小時(shí)運(yùn)行1.3 設(shè)計(jì)內(nèi)容? 1. 設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明? 2. 塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算? 3. 精餾塔的物料衡算? 4. 塔板數(shù)的確定? 5. 塔體工藝尺寸的計(jì)算? 6. 塔板主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算? 7. 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算? 8. 繪制塔板負(fù)荷性能圖? 9. 塔頂冷凝器的初算與選

2、型? 10. 設(shè)備主要連接管直徑的確定? 11. 全塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表? 12. 繪制生產(chǎn)工藝流程圖及主體設(shè)備簡(jiǎn)圖2. 設(shè)計(jì)條件及設(shè)計(jì)方案說明2.1 精餾原理精餾是利用混合液中兩種液體的沸點(diǎn)差異來分離兩種液體的過程。精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。 熱量自塔釜輸入， 物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進(jìn)行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。苯和甲苯的原料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時(shí)間之后，通過泵進(jìn)入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點(diǎn)溫度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入 到精餾塔中。因?yàn)楸患訜岬脚蔹c(diǎn)，混合物中既有氣相混合物， 又有液

3、相混合物， 這時(shí)候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點(diǎn)，其中的液態(tài)部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時(shí)間然后進(jìn)入苯的儲(chǔ)罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個(gè)過程就叫做回流。液相 混合物就從塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進(jìn)入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點(diǎn)溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說的過程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成苯與甲苯的分離。2.2 塔板形式泡罩塔板上由于有升氣管，即使在很低的氣速下操作，也不至于產(chǎn)生嚴(yán)重的漏液現(xiàn)象，當(dāng)氣液負(fù)荷有較大波動(dòng)時(shí)，仍

4、能保持穩(wěn)定操作，塔板效率不變， 即操作彈性較大；塔板不易堵塞，適用于處理各種物料。其缺點(diǎn)是結(jié)構(gòu)復(fù)雜、 造價(jià)高；氣體流徑曲折，塔板壓降大，生產(chǎn)能力及板效率較低。篩板塔的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn) 能力較大；氣體分散均勻，傳質(zhì)效率較高。其缺點(diǎn)是篩孔易堵塞，不宜處理易 結(jié)焦、粘度大的物料。浮閥塔板的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、制造方便、造價(jià)低；塔板開孔率大，生產(chǎn)能 力大；由于閥片可隨氣量的變化自由升降，故操作彈性大；因上升氣流 水平吹 入液層，氣液接觸時(shí)間長(zhǎng)，故塔板效率高。其缺點(diǎn)是處理易結(jié)焦、高粘度的物 料時(shí)，閥片易與塔板粘結(jié)；在操作過程中有時(shí)會(huì)發(fā)生閥片脫落或卡死等現(xiàn)象， 使塔板效

5、率和操作彈性下降。本次設(shè)計(jì)采用浮閥精餾塔。其優(yōu)點(diǎn)為：1. 生產(chǎn)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(chǎn)能力比泡罩塔板大20%- 40%與篩板塔接近。2. 操作彈性大， 由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化， 因此維持正常 操作而允許的負(fù)荷波動(dòng)范圍比篩板塔，泡罩塔都大。3. 塔板效率高， 由于上升氣體從水平方向吹入液層， 故氣液接觸時(shí)間較長(zhǎng)， 而霧沫夾帶量小，塔板效率高。4塔的造價(jià)較低，浮閥塔的造價(jià)是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的50%- 80%，但是比篩板塔高 20%- 30%。5塔的造價(jià)較低，浮閥塔的造價(jià)是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的50%- 80%，但是比篩板塔高 20%-

6、30%。2.3 操作壓力操作總壓強(qiáng)提高，溶質(zhì)氣體分壓亦提高，加大吸收過程的推動(dòng)力，減少吸 收劑的單位耗用量，有利于吸收操作，但能耗及設(shè)備材料等將增加，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)用也會(huì)增加。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。綜上所述，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)上的合理性來綜合考慮，此處選擇在常壓下操作。2.4 進(jìn)料狀

7、態(tài)塔板上的液體和蒸汽都是飽和狀態(tài)， 不同的進(jìn)料熱狀態(tài)， 對(duì)精餾段和提餾 段的下降液體量及上升蒸汽量會(huì)有明顯的影響，當(dāng)進(jìn)料組成 斥一定時(shí)，按進(jìn)料溫度從高到低，可以有五種進(jìn)料狀態(tài)， 不同進(jìn)料熱狀態(tài)的 q值不同，故稱q為進(jìn) 料熱狀態(tài)參數(shù)。此五種狀態(tài)為溫度低于泡點(diǎn)的冷液體（q 1 ），泡點(diǎn)溫度下的飽和液體（ q 1） ，溫度介于泡點(diǎn)和露點(diǎn)之間的氣液混合物（ 0 q 1） ，露點(diǎn) 下的飽和蒸氣（q 0），溫度高于露點(diǎn)的過熱蒸氣（ q 0）。q值增加，冷凝器 負(fù)荷降低而再沸器負(fù)荷增加，由此而導(dǎo)致的操作費(fèi)用的變化與塔頂出料量D和進(jìn)料量F的比值D/F有關(guān)；對(duì)于低溫精餾，不論 D/F值如何，采用較高的 q值為經(jīng)

8、濟(jì)；對(duì)于高溫精餾，當(dāng)D/F值大時(shí)宜采用較小的 q值，當(dāng)D/F值小時(shí)宜采用q值較大的氣液混合物。在本次設(shè)計(jì)中，為使塔的操作穩(wěn)定，免受季節(jié) 氣溫影響，精、提餾段采用相同塔徑以便于制造，則采用飽和液體（泡點(diǎn)）進(jìn) 料。2.5 加熱方式常用的加熱劑有飽和水蒸氣和煙道氣兩種， 其中飽和水蒸氣是一種應(yīng)用最 廣的加熱劑， 其冷凝時(shí)的傳熱膜系數(shù)很高， 可以通過改變蒸汽的壓力準(zhǔn)確的控 制加熱溫度。而煙道氣燃燒所排放的溫度可達(dá)100200C，適用于高溫加熱。缺點(diǎn)是煙道氣的比熱容及傳熱膜系數(shù)很低，加熱溫度控制困難。除此之外，還 可根據(jù)工廠的具體情況，采用熱水或熱空氣作為加熱劑。在本次設(shè)計(jì)中，要根 據(jù)混合液體的沸點(diǎn)準(zhǔn)確

9、分離兩種液體， 故采用蒸汽加熱， 蒸汽加熱又可分為直 接蒸汽加熱和間接蒸汽加熱， 塔釜一般采用間接蒸汽加熱， 但對(duì)塔底產(chǎn)物基本 是水，且在低濃度時(shí)的相對(duì)揮發(fā)度較大的體系，也可采用直接蒸汽加熱。直接 蒸汽加熱的優(yōu)點(diǎn)是：可利用壓力較低的蒸汽加熱，塔釜只須安裝鼓泡管，一般 可節(jié)省設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用。2.6 設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯一甲苯混合物由于對(duì)物料沒有特殊的要求， 可以在常壓下操作。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn) 進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(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

10、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Rmin的1.51.7倍。塔底設(shè)置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后 送至儲(chǔ)罐。2.7 工藝流程簡(jiǎn)圖根據(jù)上面討論的信息，繪制出工藝流程簡(jiǎn)圖如下：r;訓(xùn)商進(jìn)J 筆煤 協(xié)耳 t 一T :iu- Vi匚宣彗 f'Al理H曲古郵netp-ih 諺F-ci T-n riwS-icap i 映”F r< WS f-kw圖2-1苯一一甲苯精餾工藝流程圖3. 物料衡算和能量衡算3.1 原始數(shù)據(jù)3.1.1 已知參數(shù)苯、甲苯混合液處理量 ：F 1000kg / h回流比R ： 1.7尺進(jìn)料熱狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料（q 1）精餾塔塔頂壓強(qiáng)：4kP

11、a （表壓）飽和水蒸氣壓力：0.25MPa （表壓）混合液體中苯的組成為：Xf0.41塔頂產(chǎn)品濃度：Xd 0.96 （苯質(zhì)量分率）塔底釜液含甲苯量：Xw 0.049 （甲苯質(zhì)量分率）3.1.2 苯和甲苯的物理性質(zhì)表3-1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 / c臨界壓強(qiáng)巳/kPa苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6 H 5 CH 392.13110.6318.574107.7表3-2苯一甲苯汽一液平衡數(shù)據(jù)沸點(diǎn)/ c液相中苯的摩汽相中苯的摩 爾分率y沸點(diǎn)/ c液相中苯的摩爾汽相中苯的摩 爾分率y爾分率X分率X110.560.000.0090.11

12、55.075.5109.911.002.5088.8060.079.1108.793.007.1187.6365.082.5107.615.0011.286.5270.085.7105.0510.020.885.4475.088.5102.7915.029.484.4080.091.2100.7520.037.283.3385.093.698.8425.044.282.2590.095.997.1330.050.781.1195.098.095.5835.056.680.6697.098.894.0940.061.980.2199.099.6192.6945.066.780.01100.010

13、0.091.4050.071.3溫度/ c8090100110120l苯/ mPa ?s0.3080.2790.2550.2330.215L甲苯/ mPa?s0.3110.2860.2640.2540.228表3-3 苯、甲苯液體黏度L表3-4苯、甲苯的液相密度溫度/ C8090100110120.3L 苯 / kg m815803.9792.5780.3768.93L甲苯/ kg m810800.2790.3780.3770.0表3-5苯、甲苯的液相汽化熱溫度/c8090100110120苯 / kJ kg 1394.1386.9379.3371.5363.2甲苯/ kJ kg379.937

14、3.8367.6361.2354.6表3-6苯、甲苯液體表面張力溫度/ c8090100110120苯/ mN m 121.2720.0618.8517.6616.49甲苯/ mN m 121.6920.5919.9418.4117.313.2 物料衡算3.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)A苯的摩爾質(zhì)量 Ma 78.11kg kmol甲苯的摩爾質(zhì)量 Mb 92.13kg kmol 141/78.11原料中苯的摩爾分率xf 0/78.11 59/92.130.450塔頂出口物料中苯的摩爾分率Xd96/78.1196/78.11 4.9/92.130.959塔釜出口物料中苯的摩爾分率4.9/

15、92.1396/78.11 4.9/92.130.04153.2.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量原料液平均摩爾質(zhì)量MfMfMA?xfMb?(1xf)78.11 0.450 92.13 (1 0.450) 85.82kgkmol1塔頂產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MdMdMa?XdMb?(1Xd)78.11 0.959 92.13 (1 0.959) 78.685kmol1塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量Mw1Mw Ma?Xw Mb?(1 Xw) 78.11 0.0415 92.13 (1 0.0415) 91.54&g kmol3.2.3 全塔物料衡算原料處理量：1000 1 1Fkmol h 1

16、11.652kmol h 185.821總物料衡算式：11.652 D W苯物料衡算：11.652 0.450 D 0.959 W 0.04153.3 理論塔板數(shù)3.3.1 塔溫的確定塔頂組成：Xd0.959，查表得塔頂溫度為t。82.25 C進(jìn)料組成：Xf0.450，查表得進(jìn)料溫度為tF92.69 C塔釜組成：Xw0.01tW 109.91XW0.0415 解得 tw 108.15 C0.030.01108.79 109.91精餾段的平均溫度：tD “82.25 92.69 87.47 C2 2提餾段的平均溫度：丄 tF tw 92.69 108.15tn - w100.42 Cn 2 23

17、.3.2 求平均相對(duì)揮發(fā)度全塔平均相對(duì)揮發(fā)度：取塔頂及塔釜的平均值。由上算得塔頂溫度為 82.25 C，塔釜溫度為108.15 C，查得的安托因常數(shù):表3-7苯、甲苯的安托因常數(shù)組分ABC苯6.030551211.033220.79甲苯6.079541344.8219.482塔頂：olg P苯AB6.030551211.0332.034tC82.25220.79olg p甲苯AB6.079541344.81.623tC82.25219.482oP苯oP甲苯由此可知，塔頂?shù)南鄬?duì)揮發(fā)度為2.58塔釜：lgop苯AB6.030551211.0332.349tC108.15220.79lgop甲苯AB

18、6.079541344.81.975tC108.15219.482oP苯 o由此可知，塔釜的相對(duì)揮發(fā)度為2.37加料處:olg P苯6.03055P甲苯1211.03392.69220.792.167olg p甲苯6.079541344.892.69219.4821.772由此可知，加料處相對(duì)揮發(fā)度為2.48p甲苯因此全塔的平均相對(duì)揮發(fā)度為:全塔d w 2.58 2.372.47精餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度為:精餾D F、2.58 2.482.53提餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度為:提餾2.48 2.372.423.3.3 求最小回流比因飽和液體進(jìn)料即 q 1，所以其q線方程為：x Xf 0.450，q線為垂

19、直于橫坐標(biāo)的一條直線，其與平衡線(全塔的1 (a 1)x全塔=2.47)的交點(diǎn)為(0.45,0.67)，即 xe xF0.45, y 0.67 ,此即最小回流比時(shí)操作線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)。最小回流比:RminxDye0.9590.67yexe0.670.45圖3-1平衡線方程及q線方程334捷算法求全塔最小理論塔板數(shù)及精餾段最小理論塔板數(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,Xd 1 XW iog()()Nmin- XdXw，代入數(shù)值求得:log全塔Nmin,“ 0.959 0.0415“l(fā)og()()1 0.9590.0415_6 96Iog

20、2.47=.Xd、/1 Xflog()()對(duì)精餾段：Nmin,1一DXlog精餾min,10.959 )(1 0.45)1 0。豐53 °45=3&，即精餾段最少理論板數(shù)為3.61.3.3.5 捷算法求理論塔板數(shù)以R 1.7Rmin計(jì)算為例。R 1.7Rmin 1.7 1.3122.2304RRminR 12.2304 1.312c0.28432.2304 1Y 0.75(10.28430.567)0.3824N NminN 1可解得N生6.96 °.3824 11.891 Y10.3824對(duì)精餾段:N1N min,1N Nmin36611.896.173.3.6逐

21、板計(jì)算法求理論塔板數(shù)R 1.7Rmin 1.71.3122.2304，全塔2.47則相平衡方程為:X1)x12.47x1.47x精餾段操作線方程XdR 12.2304x12.230409590.69 x 0.2972.23041因 R (R 1)XXdXfXdXwXf其中q則 R (2.23041)0.450.9590.04150.452.593則提餾段操作線方程：yXW1x2.5932.5930.04151.386 x 0.0162.593通過編寫C語言程序(見附件率，交替使用相平衡方程與精餾段方程計(jì)算如下:1)計(jì)算每層理論塔板上的氣液相摩爾分表3-8逐板計(jì)算求理論塔板數(shù)精餾段/提餾段理論塔

22、板苯氣相摩爾分率苯液相摩爾分率第一層塔板y 0.959X 0.904第二層塔板y20.921x20.825精第三層塔板y3 0.867X30.724餾第四層塔板y40.797x40.614第五層塔板y5 0.720x50.510段第六層塔板y60.649X 0.428第七層塔板y70.577x70.356提第八層塔板y80.477x80.270第九層塔板y9 0.358x90.184餾第十層塔板y0 0.239X0 0.113第十一層塔板1 0.141x)1 0.062段第十二層塔板%2 0.070X2 0.030求得理論塔板數(shù) N 12111 （不包括再沸器），與捷算法求得的理論塔板數(shù)N 1

23、1.89相吻合。3.3.7實(shí)際塔板數(shù)與進(jìn)料位置塔頂溫度tD 82.25 C ,塔釜溫度tw 108.15 C。則塔內(nèi)平均溫度：* tw 8225 108.15 95.2 C。2 2則平均黏度:xiLiXF苯(1 x=)甲苯=0.450.266+(1 0.45) 0.274 0.2704mPa s則 Et0.49( L)0.2450.49 (2.47 0.2704)0.245 0.541全塔理論塔板數(shù) N 11.89，故實(shí)際塔板數(shù)為:Ne11.890.54121.98但實(shí)際板數(shù)應(yīng)該取22層。精餾段理論塔板數(shù)叫6，故實(shí)際塔板數(shù)為:Ne1N16Et 0.54111.09取為12層，則實(shí)際進(jìn)料板為第1

24、3層。提餾段共22 12 10層。表3-9塔板數(shù)與進(jìn)料位置總塔板數(shù)精餾段塔板數(shù)提餾段塔板數(shù)進(jìn)料位置22層12層10層第13層3.4 能量衡算3.4.1塔頂冷凝器的熱量衡算及冷卻水的消耗量理想情況下，對(duì)全凝器作熱量衡算，若忽略熱損失，塔頂冷凝器帶走的熱 量等于物料損失的熱量。即:QcQv Qd Ql = ( R1) m° (I VD I LD )若回流液在泡點(diǎn)溫度下進(jìn)入塔內(nèi)，則lVD - I LD，即q(R嘰塔頂溫度：tD 82.25 C ,在該溫度下苯的汽化潛熱苯=392.68kJ kg塔頂?shù)馁|(zhì)量流率：mD Md D 78.685 5.188 408.218kg h 1則 QC (R

25、 1)mD(2.2304 1) 408.218 392.68 5.178 105kJ h冷凝介質(zhì)為水，其進(jìn)出冷凝器的溫度分別為30 C和35 C，則平均溫度下的比熱容Cpc 4.174kJ/(kg K)，則冷卻水的消耗量：WcQc5.178 102.481 104kg hCpc(t2 tj 4.174 (3530)式中：Qc全凝器的熱負(fù)荷，kJ h 1 ； Wc冷卻介質(zhì)消耗量，kg h 1 ；Cpc冷卻介質(zhì)的比熱，kJ / (kg K)；如t2冷卻介質(zhì)在冷凝器進(jìn)、出口處的溫度，°C。342塔釜再沸器的熱量衡算及加熱蒸汽的消耗量全塔熱量衡算式： Qv Qw Qi Q Ql Qf Qb式

26、中，Qv表示塔頂蒸汽帶出熱量； Qw表示釜液帶出熱量； Ql表示加熱介 質(zhì)帶出熱量； Q表示熱量損失，理想情況下可忽略，其值為0； Ql表示回流液帶入的熱量； Qf表示原料液帶入的熱量； QB表示加熱蒸汽帶入的熱量。取 Ql 10%Qb，則QbQvOwQlQf0.9塔頂回流量的質(zhì)量流率:mL R mD2.2304 408.218 910.489kg h塔頂溫度tD 82.25 C,查表知Cp 1.62 kJ / (kg K)，則回流液帶入的熱量:Ql mL CP tD 910.489 1.62 82.25 1.213 105kJ h 1塔頂溫度tD 82.25 C時(shí)，塔頂?shù)谋绕療?91.81

27、kJ kg 1，塔頂上升的蒸汽流量為:V ( R 1)D(2.2304 1) 5.188 16.759kmol h則塔頂蒸汽帶出熱量:QV V CP MD tDV16.759 1.62 78.685 82.25 16.759 391.81 78.685 6.924 105kJ h加料處的溫度tF 92.69 C，查表得Cp 1.69kJ/(kg K)，物料的質(zhì)量流率mF1000kg h 1。則原料液帶入的熱量：Q m CP tF 1000 1.69 92.69 1.566 105kJ h塔釜的溫度tw流率：108.15 C，查表得Cp 1.73kJ / (kg K)，物料的質(zhì)量mwMW W 9

28、1.548 6.464 591.766kg h 1。則原料液帶入的熱量：QW mvv CP tW 591.766 1.73 108.15 1.107 105kJ h則加熱蒸汽帶入的熱量:Qv Qw Ql QfB0.955556.924 101.107 101.213 101.566 100.9515.734 10 kJ h苯 372.0kJ kg 1,甲苯 361.61kJ kg 1。則平均汽化熱：=372.0 0.0415+361.61 (1 0.0415)=362.04kJ kg 1則加熱蒸汽的消耗量:QB 5.734 101.584 103kg h 1362044. 主體設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算和說

29、明4.1 塔設(shè)備的工藝參數(shù)4.1.1操作壓力的計(jì)算塔頂操作壓力：每層塔板壓降：則進(jìn)料板壓力：FD 4 101.3 105.3kFaF 0.7kFaPF 105.3 12 0.7113.7kPa塔釜壓力：FW113.710 0.7120.7kPa精餾段的平均操作壓力：PmPdR 105.31137109.5kPa2 2提餾段的平均操作壓力：Pn PFPW1137 12°.7117.2kPa224.1.2操作溫度的計(jì)算前面已經(jīng)計(jì)算得出,塔頂溫度tD82.25 C，進(jìn)料溫度tF92.69 C，塔釜溫度 tw 108.15 C則精餾段的平均溫度:陀2592"87.47 C提餾段的平

30、均溫度:tntFtw292.69 108.15 100.42C4.1.3 平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由逐板計(jì)數(shù)法可得出： Xd 0.959，%0.904 ； y 0.649，xF0.428 ； yW 0.070 , xW 0.030。塔頂?shù)臍庀嗄栙|(zhì)量：Mdv 0.959 78.11(1塔頂?shù)囊合嗄栙|(zhì)量：Md,l 0.904 78.11(1加料板的氣相摩爾質(zhì)量：Mf,v0.649 78.11 (1加料板的液相摩爾質(zhì)量：Mf,l 0.428 78.11 (1塔釜的氣相摩爾質(zhì)量：Mw,v 0.070 78.11(1塔釜的液相摩爾質(zhì)量：Mw,l 0.030 78.11(1精餾段氣相、液相的平均摩爾質(zhì)量：0

31、.959)92.1378.685kgkmol 10.904)92.1379.456kgkmol 10.649)92.1383.031kgkmol 10.428)92.1386.129kgkmol 10.070)92.1391.149kgkmol 10.030)92.1391.709kgkmol 1M m,VM D,V M F ,V278.68583.031280.858kg kmolMm,LM D,L M F 丄279.45686.129282.793kg kmol提餾段氣相、液相的平均摩爾質(zhì)量:83.03191.149287.090 kg kmol86.12991.709188.919kg

32、kmol4.1.4 平均密度計(jì)算、氣相密度的計(jì)算（由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算）精餾段:m,VRnM m,VRtT109.5 80.8588.314 (87.47 273.15)2.953kg m3提餾段:nVPnM n,VRT117.2 87.0908.314 (100.42 273.15)3.286kg m3、液相密度的計(jì)算塔頂：tD 82.25 C，根據(jù)內(nèi)插法l,苯=813.71 kg3m ，L,甲苯=808.86 kg塔頂物料的質(zhì)量分率:“苯0.96，人,甲苯0.04根據(jù)丄經(jīng)D,LL,苯j(luò)計(jì)算:L,甲苯0.960.04D,L813.71808.86求出塔頂物料的液相平均密度:D,L813.5

33、15kg進(jìn)料板：tF92.69 C，根據(jù)內(nèi)插法L,苯=802.49 kg3m ， L,甲苯=798.97 kg進(jìn)料板物料的質(zhì)量分率：Xf,苯0.41，Xf,甲苯0.59根據(jù)丄紅計(jì)算:F,LL,苯L,甲苯F,L求出進(jìn)料板物料的液相平均密度:F,L0.410.59802.49 798.97800.409 kg m 3塔釜：tW 108.15 C，根據(jù)內(nèi)插法 匚苯=781.08 kg m 3，l,甲苯=780.94 kg塔釜物料的質(zhì)量分率：Xw,苯0.0415, Xw,甲苯 0.9585根據(jù)丄冬苯計(jì)算:W,LL,苯L,甲苯W,L求出塔釜物料的液相平均密度:W,L0.0415 0.9585781.08

34、 780.94780.946 kg故精餾段平均液相密度:D丄F丄m ,L2813.515800.4092806.962 kg提餾段平均液相密度:F,LW,Ln丄2800.409780.946790.678kg4.1.5 液相平均表面張力的計(jì)算由 tD 82.25 C，tF92.69 C108.15 C。根據(jù)內(nèi)插法算得d,苯=21.13mNd 甲苯=21.56 mNF,苯=19.91 mNF,甲苯=20.51 mNW,苯=17.74 mNw 甲苯=18.51 mN則塔頂物料的平均表面張力:D =XDD,苯(1 XD )D,甲苯 0.95921.13 (1 0.959)21.56 21.15mN進(jìn)

35、料板物料的平均表面張力:F =XFF,苯(1 Xf )F,甲苯10.450 19.91 (1 0.450) 20.51 20.24mN m塔釜物料的平均表面張力:w =Xww,苯(1 Xw)W,甲苯0.0415 17.74(1 0.0415)18.51 18.48mN m 1則精餾段平均表面張力:21.15 20.2420.695mNm1提餾段平均表面張力:22液相平均黏度的計(jì)算由tD82.25 C，tF 92.69 C，tW108.15 C。根據(jù)內(nèi)插法算得D,苯=0.305mPas，D,甲苯=0.308mPa s ；F,苯=0.276mPas，F(xiàn),甲苯=0.283mPa s ；w,苯=0.2

36、34mPas，W,甲苯=0.255mPa s。20.24 18.4819.36mN則塔頂物料的平均黏度:F Wm1D =0.9590.305(1 0.959) 0.3080.305mPa s進(jìn)料板物料的平均黏度:F =0.4500.276(1 0.450) 0.2830.280mPa s塔釜物料的平均黏度:W =0.04150.234(1 0.0415) 0.2550.254mPa s則精餾段液相平均黏度：DFm2提餾段液相平均黏度：FWn24.1.7氣、液相負(fù)荷的計(jì)算0.305 °.280 25 厶 25111 ao0.2800.2540.267mPa s2精餾段:上升的氣體物料摩

37、爾流量:R 1 D (2.23041) 5.18816.759kmol h上升的氣體物料的體積流量為:VsVM mvm,V16.759 80.8582.953458.898m3 h 10.1275m3 s 1下降的液體物料摩爾流量:L RD 2.2304 5.188 11.571kmol h下降的液體物料體積流量:Mm,L11.571 82.793m,L806.9521.1872m3 h 13.2977 10 4m3 s 1提餾段:上升的氣體物料摩爾流量：V V (q 1)F 16.759<mol h上升的氣體物料的體積流量為:V 皿毗n,V16.759 87.0903.286444.1

38、70m3 h 10.1234m3 s1下降的液體物料摩爾流量：L L qF 11.571 11.652 23.223kmol h下降的液體物料體積流量：L MnLn,L23.223 88.919790.6782.6116m3 h 17.2546 10 4 m3 s 14.2 精餾塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)4.2.1板間距的選定和塔徑計(jì)算、板間距Ht的選定一般來說，取較大的板間距對(duì)提高操作彈性有利，安裝檢修方便，但會(huì)增 加塔身的總高和塔的造價(jià)。因此，板間距應(yīng)適當(dāng)選擇。這里選取板間距 Ht 0.40m ;取板上液層高度 hL 0.06m。故：Ht hL 0.400.060.34m、塔內(nèi)徑的確定(初步估算) 精餾

39、段:由上面計(jì)算得 V 0.1275m3 s1, Ls 3.2977 104m3 s 1查史密斯關(guān)聯(lián)圖，圖的橫坐標(biāo)為:LSVS2m, L13.297710 4806.962 20.043m,Vthhi "0.75111Q麗am圖4-1 史密斯關(guān)聯(lián)圖0.12752.9530.2查表得 C200.071，由 C C2020可以得到：0.20.220.695C C20m0.0710.0712020式中 m為精餾段液相平均表面張力,1mN m ； C20為氣相負(fù)荷因子,因此可得液泛氣速:u max C0.071m,V806.9622.9532.95311.172 m s取安全系數(shù)為 0.8，則

40、操作氣速為:則計(jì)算得塔徑為:4 °.1275=0.416m0.93760.8 1.172 0.9376m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為:D=0.5m則塔的橫截面積為:0.1963m2實(shí)際塔速為:Vs0.1275uAt0.19630.6495 ms 1 （在適宜范圍內(nèi)）提餾段:由上面計(jì)算得Vs 0.1234m31，Ls 7.2546 104 m3查史密斯關(guān)聯(lián)圖，圖的橫坐標(biāo)為:LsVs12n,Ln,V查表得C200.066，由C7.254610 40.1234790.6783.2860.0910.2C20可以得到:0.2C C nC C200.0660.219.360.06561式中n為提餾段液相平

41、均表面張力，mN m ； C20為氣相負(fù)荷因子,因此可得液泛氣速:Umax C、吐出 0.0656790.6783.286n,V3.2861.0155 m取安全系數(shù)為 0.8，則操作氣速為:u 0.9Umax 0.8 1.0155 0.8124m s則計(jì)算得塔徑為:、4 0.1234=0.440m0.8124按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為：D=0.5m則塔的橫截面積為:°52 °19曲實(shí)際塔速為:u 生 0.12340.6286m s 1 （在適宜范圍內(nèi)）At0.19634.2.2精餾塔有效段高度、總高度的計(jì)算塔總高度（不包括裙座）由下列式子決定。H HD （N 2 S）Ht SHt

42、Hf H式中 H 塔高（不包括裙座），m； H D 塔頂空間，m；ht 塔板間距，m； ht 開有人孔的塔板間距，mHf 進(jìn)料段高度，m； Hb 塔底空間， m；N 實(shí)際塔板數(shù)； S 人孔數(shù)目（不包括塔頂和塔底空間的人孔）1. 塔頂空間高度 H D指從第一層塔板到塔頂封頭底邊的距離， 其作用是提供安裝塔板和開人孔 的需要，也使氣體中的液滴自由沉降，減少塔頂出口氣體中的液體夾帶，必要 時(shí)還可以安裝破沫裝置。通常 HD 取1.0 1.5 m ，塔徑大時(shí)可適當(dāng)增大。因?yàn)樵?設(shè)計(jì)中塔徑較小，所以取塔頂空間為 H D 1.0m。2. 人空數(shù)目 S根據(jù)物料清潔程度和踏板安裝方便而定。 該體系中無需經(jīng)常清洗

43、， 可每隔8 塊板設(shè)置一個(gè)人孔， 則人孔數(shù)目 （不包括塔頂和塔底空間的人孔） 為 S 2 。3. 人孔的塔板間距 HT開有人孔的塔板間距 Ht應(yīng)大于等于0.6m,人孔直徑一般 0.450.55m ,則取 HT 0.7m 。4. 進(jìn)料段空間高度 H F進(jìn)料段空間高度 HF ,取決于進(jìn)料口的結(jié)構(gòu)型式和物料狀態(tài),一般 HF 要比ht大，有時(shí)要大一倍。這里取Hf 0.7m5. 塔底空間高度 H B10 15塔底空間高度 HB 具有中間貯槽的作用， 塔釜料液最好能在塔底有 分鐘的儲(chǔ)量，以保證塔底料液不致排完。取 10 分鐘儲(chǔ)量計(jì)算，則塔釜儲(chǔ)液的高度為0.5m。取塔底頁面至最下一層塔板之間的距離為1.0m

44、，則塔底空間HB 0.5 1.0 1.5m。綜上，可得塔總高度(不包括裙座)H HD (N 2 S)HT SHT HF H BI. 0 (22 2 2) 0.4 2 0.7 0.7 1.5II. 8m423塔盤結(jié)構(gòu)、塔板形式塔最常用的浮閥型式為F1 （國(guó)外稱 V-1 ）和V-4型。F1型浮閥又分為輕閥與重閥兩種。閥的質(zhì)量直接影響塔內(nèi)氣體的壓強(qiáng)降，輕閥壓強(qiáng)降小但操作穩(wěn)定性差，低氣速時(shí)易漏液。一般情況下都采用重閥，只在處理量大并且要求壓 強(qiáng)降很低的系統(tǒng)（如減壓塔）中采用輕閥。V-4型浮閥適用于減壓系統(tǒng)。T浮閥性能與F1型浮閥相近，但結(jié)構(gòu)較復(fù)雜，適于處理含顆?；蛞拙酆系奈锪?。F1型重閥采用厚度為2m

45、m的薄板沖壓制成，重約33g因此在這里選擇 F1型重閥。其結(jié)構(gòu)示意圖如下：J?19±0.5W4I第圖4-2 F1 型（V-1 ）浮閥、塔板布置和液流程數(shù)塔板有整塊式和分塊式兩種。直徑在800mm以內(nèi)的小塔通常米用整塊式塔板；直徑在900mm以上通常都采用分塊式塔板，以便通過人孔裝卸塔板；直徑 在800mm 900mm之間時(shí)，可根據(jù)制造與安裝具體情況，任意選用一種結(jié)構(gòu)。因此選擇整塊式踏板， 整塊式塔板又分成若干塔節(jié)， 塔節(jié)之間用法蘭連接 塔節(jié)長(zhǎng)度與塔徑有關(guān)，由于塔徑為 500mm只能伸入手臂安裝，則塔節(jié)長(zhǎng)度選 擇 1000mm31因?yàn)樗綖?00mm(600mm )，液體流量小于 5m

46、 h ，塔徑在2.2m以下時(shí)多采用單流型，因此液流程數(shù)選擇單液流型。4.2.4 溢流裝置一、確定降液管結(jié)構(gòu)塔徑為500mm采用整塊式的踏板，塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)化如下表。表4-1小直徑塔板(整塊式)Dn / mmD1 / mmAt / m2Lw / mm284.4308.15004750.1960331.8Wd / mmLw /D典,2Af / cmAf / At41.40.6074.30.037850.90.65100.60.051261.80.70133.40.0679355.574.20.75174.00.0886379.288.80.80225.50.1148(1) 堰長(zhǎng)Lw的選定查表，堰長(zhǎng)L

47、w 331.8mm(2) 降液管的寬度 Wd 查表，Wd 61.8mm(3) 降液管的截面積 Af 查表，A 1334卅(4) A /Ap 0.0679(5) 降液管與下層塔板的距離h0，一般取為3040mm ( hW ),取為30mm(6) 溢流堰高度 hw，常壓時(shí)，一般取 5080mm，本設(shè)計(jì)取為50mm、降液管的校核精餾段:堰上清液層高度2Ls 3how 2.84E 2.84 1LW21.187230.33186.6mm （6mm，滿足要求)而溢流強(qiáng)度為L(zhǎng)S1.1872Lw0.33183.58m3 / （h m堰長(zhǎng)）（7080m3/(h m堰長(zhǎng))，滿足要求)液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間為Af Ht 0.01334 0.40Ls43.2977 1016.18s （ >35s，符合要求）提餾段:堰上清液層高度how 2.84 ELslw232.8422 6116 空 11.24mm （ 6mm ,滿足要求） 0.3318而溢流強(qiáng)度為L(zhǎng)S 2.6116LW0.331837.87m3 /（hm堰長(zhǎng)）（7080m3/（h m堰長(zhǎng)），滿足要求）液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間為Af Ht0-01334 °.4° 7.3民（Ls7.2546 10 4>3 5s，符合要求）三、受液盤