年处理25000t苯—甲苯混合液浮阀精馏塔的设计资料

1、盐城师范学院化工原理课程设计盐城师范学院化工原理课程设计任务书化学化工 学院 制药工程 专业 班级 09（3） 姓名 王玲玲 学号 09233207 设计题目： 年处理 25000t 苯甲苯混合液浮阀精馏塔的设计 课程设计的目的与意义：化工原理课程设计是化工类相关专业的本科生运用化工原理及有关选修课程的基本 知识去完成某一设计任务的一次较为全面的化工初步设计训练，是化工原理课程最后一个 重要的教学环节，其基本目的包括：（） 使学生初步掌握化工单元操作设计的基本方法和程序；（） 训练学生的基本技能，如计算、绘图、运用设计资料（手册、标准和规范） 使用经验数据，运行经验估算和处理数据等；（） 提高

2、学生运用工程预言（简洁的文字、清晰的图表、正确的计算）表达设计 思想的能力；（） 培养学生理论联系实际的正确设计思想，训练综合运用已学过的理论和实际 知识去分析和解决工程问题的能力。工艺操作条件：年处理量： 25000 吨，料液初温： 35料液浓度： 60%（轻组分质量分率）塔顶产品浓度： 98% （轻组分质量分率）塔底釜液浓度： 1% （轻组分质量分率） 每年实际生产天数： 330 天 （一年中有一个月检修）精馏塔塔顶压强： 4Kpa （表压） 冷却水进口温度： 25饱和水蒸气压力： 101.33Kpa （表压）设备型式：浮阀塔厂址：江苏盐城课题设计任务：（） 完成主题设备的工艺设计与计算；

3、盐城师范学院化工原理课程设计） 有关附属设备的设计和选型；）绘制带控制点的工艺流程简图和主体设备的工艺条件图；） 编写设计说明书。设计条件年处理量 / 吨进料组成（质 量%）35%38%40%45%50%55%60%学号250001122341271873000034213241983335000423531493237400003828204152540450002921103151626500002211303639617主要参考书：1 夏清，陈常贵主编 .化工原理（上、下册）. 天津大学出版社 ,20052 申迎华，郝晓刚主编 . 化工原理课程设计 .化学工业出版社， 20093 卢焕章

4、主编 . 石油化工基础数据手册 . 化学工业出版社， 20064 路秀林，王者相主编 .塔设备. 化学工业出版社 ,20045 刁玉玮主编 . 化工设备机械基础 . 大连理工大学出版社 ,20096 聂清德主编 . 化工设备设计 . 化学工业出版社， 19917 化工设备设计全书编辑委员主编 . 塔设备设计 . 上海科学技术出版社 ,19988 时钧，汪家鼎主编 . 化学工程手册 . 化学工业出版社， 1986.9 蔡纪宁、张秋翔主编 . 化工设备机械基础课程设计指导书 . 化学工业出版 2000.10 郑津津、董其伍、桑芝富主编 . 过程设备设计 . 化学工业出版社 ,2002 年指导教师

5、施卫忠2011 年 11 月 30 日盐城师范学院化工原理课程设计目录摘要5.第一章 绪论. 6.第二章 设计方案的设计 8.2.1 操作条件的确定 8.2.1.1 操作压力 8. .2.1.2 进料状态 8. .2.1.3 加热方式 8. .2.2 设计方案的原则 . 8.2.2.1 满足工艺和操作的条件 8. .2.2.2 满足经济上的要求 9. .2.2.3 保证安全生产 9. .第三章 精馏塔的工艺计算3.1 精馏塔的物料衡算 1.0.3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 1.03.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 1.03.1.3 物料衡算 1.0.3.2 塔板数

6、的确定 1.0.3.2.1 理论板层数的确定 1.0.3.2.2 实际板层数的求取 1.2.3.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 1.43.3.1 操作压力 1.4.3.3.2 操作温度 1.4.3.3.3 平均摩尔质量 1.4.3.3.4 平均密度 1.5.3.3.5 液相平均表面张力 1.6.3.3.6 液相平均粘度 1.7.3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1.7.3.4.1 塔径的计算 1.73.4.2 精馏塔有效高度的计算 1.8.3.5 塔板主要工艺尺寸的计算 1.9.3.5.1 溢流装置计算 1.9.盐城师范学院化工原理课程设计3.5.2 塔板布置和浮阀数目与排列 2.0

7、3.6 塔板流体力学验算 2.13.6.1 气相通过浮阀塔的压降 2.1.3.6.2 淹塔 2.1.3.6.3 雾沫夹带 2.2.3.7 塔板负荷性能图 2.2.3.7.1 雾沫夹带线 2.23.7.2 液泛线 2.3.3.7.3 液相负荷上限线 2.4.3.7.4 漏液线 2.4.3.7.5 液相负荷下限线 2.4.3.8 塔附件设计 2.6.3.8.1 接管-进料管 2.6.3.8.2 法兰 2.7.3.8.3 筒体与封头 2.7.3.8.4 人孔 2.7.第四章设计过程的评述和讨论 2.8.4.1 回流比的选择 2.8.4.2 塔高和塔径 2.8.4.3 进料状况的影响 . 2.8.4.

8、4 热量衡算和节能 2.8.第五章 课程设计总结 . 2.9.附：1. 参考文献2. 精馏工艺流程图盐城师范学院化工原理课程设计年处理 25000t 苯甲苯混合液浮阀精馏塔的设计王玲玲【摘要】 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工 炼油 石油化工等工业中得到广泛的应用。本设 计的题目是苯甲苯二元物系板式精馏塔的设计。 本设计采用连续精馏过程。浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面都比较优越。其主要特 点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平进入塔板上液层进行两相接触，浮阀可根据 气体流量的大小目前用于气液分离的传质设备主要采用板式塔，

9、对于二元混合物的分离，应上下浮动，自行调节。其中 精馏塔的工艺设计计算包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算，塔板的布置，塔板流体力学性能的校核及绘出塔 板的性能负荷图。【关键词】 苯 甲苯 精馏 浮阀塔Abstract:Key words： benzene methylbenzene rectification valve tower盐城师范学院化工原理课程设计第一章 绪论精馏是多级分离过程，即可同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可是混合 液得到几乎完全的分离。它是平衡蒸馏与简单蒸馏两者的有机结合。平衡蒸馏以及简单蒸馏只能使混合液得到部分分离。与平衡蒸馏相比，简单蒸馏操作 时对液体

10、的连续部分汽化，釜液组成 t-x（y） 相图的泡点线变化，其结果可得难挥发组分 （重组分）含量很高而易挥发组分（轻组分）摩尔分数 x 很低的釜液。同理，在一定压力 下，将混合蒸汽进行连续部分冷凝，蒸汽相得组成沿 t-x （y）相图的露点线变化，结果 可得到难挥发组分（重组分）含量很低而易挥发组分（轻组分）摩尔分数 y 很高的蒸汽。精馏在工业生产中应用广泛。按其操作方式，精馏可分为间歇精馏和连续精馏。工业 生产中以连续精馏为主，而间歇精馏一般多用于小批量生产或某些有特殊要求的场合。如 化学合成药物，天然药物的分离提纯，非共沸物溶剂的回收。精馏按操作压强可分为常压，加压和减压蒸馏。一般情况下，采用

11、常压蒸馏。当常压 下物系沸点较高，使用高温加热介质不经济或热敏性物质不能承受的情况，采用减压蒸馏 可以降低操作温度。对常压沸点很低的物系，蒸汽相得冷凝不能采用常温水和空气等廉价 的冷却剂，或者对常温常压下为气体的物系（如空气）进行精馏分离，则可采用加压蒸馏 以提高混合物的沸点。精馏进行的是气，液两相之间的传质，而作为气，液两相传质所用的塔设备，首先必 须要能使气，液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产 需要，塔设备还得具备下列歌中基本要求。1. 气，液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带，拦液或液泛等破 坏操作的现象。2. 操作稳定，弹性大，即当塔设备

12、的气，液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的 传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具备的可靠性。3. 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压降小，这将大大节省动力消耗，从而降 低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压降还使整个系统无法维持必要地真空度，最终 破坏物系的操作。4. 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。5. 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作，调节和检修。6. 塔内的滞留量要小。 气，液传质设备种类很多，按接触方式可分为连续接触式和逐级接触式两大类，填料 塔和板式塔分别作为其典型代表。盐城师范学院化工原理课程设计填料塔是在圆柱形壳内装填一定高度的填料，液体经塔顶喷淋装置均匀

13、分布于填料层顶部上，依靠重力作用沿填料表面自上而下流经填料层后自塔底排出；气体则在压强差推 动力下穿过填料层的空隙，由塔的一端流向另一端。气，液在填料表面接触进行质，热交 换，两相的组成沿塔高连续变化。板式塔是在圆柱形壳内按一定间距水平设置若干塔板，液体靠重力作用自上而下流经 各层板后从塔底排出，各层塔板上保持有一定厚度的流体液层；气体则在压强差的推动力 下，自塔底向上依次穿过各塔板上的液层上升至塔底排出。 气，液在塔内逐板接触进行质， 热交换，故两相的组成沿塔高呈阶跃式变化。盐城师范学院化工原理课程设计第二章 设计方案的确定2.1 操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设

14、备的结构型式和某些操作指标。 例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。 下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1.1 操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。 确定操作压力时，必须根据所处理物料 的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分 离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽 真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特 殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力 可以提高塔的处理能力。有时应

15、用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸 汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。2.1.2 进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进 料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔 的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的 塔径相同，为设计和制造上提供了方便。2.1.3 加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热， 设置再沸器。 有时也可采用直接蒸汽加热。 然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物

16、损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。采用 直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜 中液柱静压力。对于苯 - 甲苯溶液，一般采用 1.1 2.0 KPa（表压）。2.2 确定设计方案的原则 确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产 达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此， 必须具体考虑如下几点：2.2.1 满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备， 首先必须保证产品达到任务规定的要求， 而且质量要稳定， 这就要求各流体流量和压头稳定， 入塔料液

17、的温度和状态稳定， 从而需要采取相应的措施。盐城师范学院化工原理课程设计其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要 时传热量也可进行调整。 因此，在必要的位置上要装置调节阀门， 在管路中安装备用支线 计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装 置的仪表 （如温度计、压强计，流量计等 ）及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生 产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。2.2.2 满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地 利用塔顶、塔底的废热，就能节约很

18、多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水 出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对 操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。2.2.3 保证安全生产 例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内 压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应 作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。第三章精馏塔的工艺计算盐城师范学院化工原理课程设计年处理含苯 60%的苯 -甲苯混

19、合液 25000吨，产品苯含量为 98%（质量分数），残液中 苯含量为 1%（质量分数）。3.1 精馏塔的物料衡算3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量MA= 78kg kmol甲苯的摩尔质量MB= 92kg kmolxf =0.6/780.63890.6/78+0.4/92 =xd =0.98/78= 0.9830.98/ 78 + 0.02 / 92xw =0.01 / 78= 0.01180.01/78+0.99/923.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF = 0.638978+0.361192=83.0 5 5MD = 0.98378 +0.01792

20、= 78.238MW = 0.011878+ 0.988292 = 91.8 353.1.3 物料衡算 原料处理量 F = 25000000 = 38.0057 Kmol h24330 83.055总物料衡算F = D+W本物料衡算FxF = DxD +WxW联立解得D = 24.5401KmolhW = 13.4656 Kmolh表 1 苯 -甲苯混合液各物理参数F/ Kmol hD/ Kmol hW/Kmol hXFXDXWMFMDMW38.005724.540113.46560.63890.9830.011883.05578.23891.8353.2 塔板数的确定3.2.1 理论板层数

21、NT的确定 苯-甲苯属理想体系，可采用图解法求理论板层数 1（1）由苯 -甲苯物系的气液平衡数据 1绘出 x-y 图，见附图 110盐城师范学院化工原理课程设计0.0 10.0 20.0 30.0 40.0 50.0 60.0 70.0 80.0 90.0 100.0图 1 苯 - 甲苯物系的气液平衡（2）求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比。在附图 1 中对角线上，因为是泡点进料，故自点0.6389,0.6389）作 X 轴 的垂线 BC 即为 q 线， 该线与 平衡线的交点 坐标为 B 0.8123,0.6389）。故最小回流比为xD- yq 0.983 - 0.8123Rmi

22、n = 0.9844yq -xq 0.8123- 0.6389取操作回流比为R=1.4Rm i n= 1.40.9 8 4=41.3 7 813) 求精馏塔的气、液相负荷qn,L =RD =1.378124.5401=33.8187K molhqn,V =(R+1)D = (1.3781 +1) 24.5401 = 58.3588 K mo lh11盐城师范学院化工原理课程设计qn,L=qn,L+qn,F = 33.8187 + 38.0057 = 71.8244 Kmol hqn,V= qn,V = 58.3588K molh4）操作线方程 : 精馏段操作线方程为：RxDy= +=0.5 7

23、 9x5+ 0.4 1 3 3R+1 R+1 提馏段操作线方程：L Wy= x+ xW =1.2 3 0x7+ 0.0 0 2 7V V 5）图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，如附图 1所示。求解结果为：总理论板层数 NT =17， 其中 NT,精=7， NT,提= 9 （不包括再沸器），进料板位置 NF =8。3.2.2 实际板层数的求取（ 1）塔顶、塔底平均温度下的相对挥发度 的求法依据操作压力，塔顶苯组成和安托尼方程 2采用试差法试差出塔顶温度，试差过程如下： 假设塔顶温度为 81.65，则由安托尼方程可分别计算出苯和甲苯的饱和蒸汽压P苯 = 106.42 KPa ， P甲苯

24、= 41.35KPa则 xD0ppBpp0A= 0.983 xd试差结果为 TD = 81.65C 。仍然采用试差法假设一个 ET 算出全塔实际板数和加料位置， 由塔顶压强和压降算出加 料板压强和塔底压强，再结合进料组分、塔底组分，安托尼方程再采用试差法试差出进料 温度和塔底温度，试差过程如下：假设 ET = 0.5，则可计算得 Np =32，Nm =15。根据板压降可计算进料板压强 = 115.83KPa塔底压强 = 127.73KPa再假设进料板温度为 92.79，同上可算得 P苯 = 147.64KPa ， P甲苯 = 59.65KPa0得 xF= p pB0 = 0.638 xfppA

25、P甲苯 = 125.81KPa假设塔底温度为 118.24，可得 P苯= 287.73KP a ，ppB0pp0A= 0.0118 xw12盐城师范学院化工原理课程设计试差结果为 TF = 92.79C ，TW = 118.24C塔顶平均温度81.65 + 92.79Tm = 87.222塔底平均温度92.79 + 118.24 Tm = 105.522根据温度由安托尼公式算出苯和甲苯的饱和蒸汽压塔顶：1206.35lg p 苯 = 6.023= 2.099481.65 + 220.241343.94lg p甲苯 = 6.078= 1.697492甲苯 81.65 + 219.58塔底：120

26、6.35lg p苯= 6.023= 2.3197 57105.52 + 220.241343.94lg p甲苯 = 6.078=1.9 44 0 0 8甲苯105.52+ 219.58即：塔顶：p苯 = 125.7188Kpap甲苯 = 49.83007Kpa塔底：p苯 = 208.8126Kpap甲苯 = 87.90395 K pa则 D = 2.52W = 2.38所以塔顶、塔底平均温度下的相对挥发度 = D W = 2.522.38 = 2.45（ 2）液体平均粘度 液相平均粘度计算公式： lg= xi lg i 塔顶液相平均粘度： 由TD = 81.65C ，查申迎华主编教材上得 A=

27、 0.29 ，B = 0.319 计算得：D = 0.29 进料板液相粘度：由 TF = 92.79C ，查申迎华主编教材上得 A= 0.27 ， B= 0.275 计算得：F = 0.27 塔底液相平均年度：由TW = 118.24C ，查申迎华主编教材上得 A= 0.207 ，B = 0.23 计算得：W = 0.23所以，全塔液体平均粘度 = 0.2613盐城师范学院化工原理课程设计精馏段液相平均粘度 = 0.28提留段液相平均粘度 = 0.25 3)全塔效率 ET 的计算 根据经验公式 ET = 0.49(L)0.245可计算得：ET = 0.49(2.45 0.26)0.245 =

28、0.547实际板数 N P =NT-1171=30ET0.547ET，n7加料位置 Nm =+1=+114ET0.54精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算操作压力塔顶操作压力PDP当地 + P表 = 101.33+ 4 = 105.33（kpa）每层塔板压降p=0.7 （ kpa ）进料板压力pF=105.33+0.7 14115.13 （ kpa ）塔底压力pw= 105.33 + 0.730126.33 （kpa）105.33+115.13精馏段平均压降pm=2=110.23 （ kpa ）115.33+126.33提留段平均压降pm=2=120.73 （ kpa）操作温度4)实际板数及加

29、料位置的确定3.33.3.13.3.2依据操作压力， 由泡点方程通过试差法计算出泡点温度， 其中苯 -甲苯的饱和蒸汽压由 安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度 进料板温度 塔底温度TD = 81.65CTF = 92.79CTW = 118.24C精馏段平均温度T81.65 + 92.79m= 87.22C提留段平均温度3.3.3 平均摩尔质量Tm=92.79 + 118.242= 105.52C塔顶气、液混合物平均摩尔质量：由xD = y1= 0.983 ,查平衡曲线(见附图 1)，x1 = 0.759MVD = 0.98378 + 0.017 92 = 78.238(kg/k

30、mol)MLD = 0.957 78+ 0.04392 = 78.602(kg / kmol)进料板气、液混合物平均摩尔质量：由图解理论版(见附图1)，得 yF = 0.8 ；查平衡14盐城师范学院化工原理课程设计曲线（见附图 1），得 xF = 0.619M VF = 0.878 + 0.292 = 80.8( kg / kmol)M LF = 0.61978 + 0.38192 = 83.334(kg / kmol ) 塔底气、液混合物物平均摩尔质量：由 xW = yW = 0.0118,查平衡曲线(见附图 1)，得 xW = 0.005 。MVW = 0.011878 + 0.98829

31、2 = 91.845(kg / kmol )MLW = 0.00578 + 0.99592 = 91.93(kg / kmol )所以，精馏段气、液混合物平均摩尔质量：78.238 + 81.024M Vm = 79.6 3(1kg / kmol )M Lm278.602 +83.6842提馏段气、液混合物平均摩尔质量：81.024 + 91.845= 81.143(kg / kmol)M VmM Lm283.684 + 91.93= 86.4 3 4(5kg / kmol )= 87.807(kg / kmol)3.3.4 平均密度1）气相平均密度由理想气体状态方程计算，PmMVm 110.

32、23 79.631 3 = = 2.93(kg /m3 )RTm8.314 87.22+ 273.15PmM Vm 120.73 86.43453提留段： Vm = = 3.31( kg / m3)Vm8.314 105.52+273.15精馏段： Vm =RTm2）液相平均密度 液相平均密度计算公式：m 3查卢焕章 石油化工基础数据手册 3 得表 2表 2 苯和甲苯不同温度下的密度T C甲苯的密度 / kg m3苯的密度 / kg m3塔顶 81.65810815进料板 92.79800.2803.9塔底 118.24770768.9塔顶液相平均密度：15LDm盐城师范学院化工原理课程设计1

33、0.98 810 + 0.02 815= 816.3kg m3进料板液相平均密度 进料板液相的质量分数：0.59478wA = 0.554A 0.59578 + 0.406 92LFm = 0.554 800.2 + 0.446 803.9 = 806.5kg m塔底液相平均密度塔底液相质量分数：0.00578wA = 0.0 04A 0.00578+0.99592LWm =10.004 770 + 0.996 768.9= 833.3 kg m3精馏段液相平均密度为：Lm =8 1.63+8 0.65 3=8 1 .14 kg m3提留段液相平均密度为：Lm =8 0.65+8 3.332=

34、8 1 .99 kg m33.3.5 液相平均表面张力液相平均表面张力计算公式：Lm = xii查卢焕章 石油化工基础数据手册 3 得表 3表 3 苯和甲苯不同温度下的表面张力T C苯 （ mN/m）甲苯 （ mN/m）塔顶 81.6521.2721.69进料板 92.7920.0620.59塔底 118.2416.4917.34塔顶液相平均表面张力：LDm = 0.98321.27 + 0.017 21.69 = 21.28(mN m) 进料板液相平均表面张力：LFm = 0.638920.06+ 0.361120.59 = 20.25(mN m)16盐城师范学院化工原理课程设计塔底液相平均

35、表面张力：LWm = 0.0118 16.49 + 0.9882 17.34 = 17.33(mN m)精馏段液相平均表面张力：Lm21.28 + 20.252= 20.765(mN m)提留段液相平均表面张力：Lm20.25 + 17.332= 18.79 (mN m)3.3.6 液相平均粘度液相平均粘度计算公式 lg Lm = xi lg i由 3.2.2 （ 2）可得表 4表 4 不同温度下苯和甲苯的粘度T C苯 (mPa ?s)甲苯(mPa ?s)塔顶 81.650.290.319进料板 92.790.270.275塔底 118.240.2070.23结合表及公式可得下表 5：表 5

36、不同操作条件下的平均粘度塔顶(mPa?s)进料板 (mPa ?s)塔底 (m Pa ?s)精馏段 (mPa ?s)提留段 (mPa?s)0.290.270.230.280.253.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.4.1 塔径的计算1）最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速计算公式：max =CL-VVV精馏段的气、液相体积流率为：= 0.441(m3 s)qn,VMVm58.3588 79.6313600 Vm =3600 2.93qV,Lqn,LML,m = 33.818781.143 = 0.000939(m3 s)3600L, m3600811.4提馏段的气、液相体积流率为：17盐城师范学

37、院化工原理课程设计 qn,VM Vm 58.3588 86.4345 qV,V 3600 Vm =36003.31= 0.423(m3 s)qV,Lqn, LM L,m3600 L, m71.824487.8073600 819.9= 0.00214(m3 s)C由式 C = C20(0.02)0.2 求取，其中的 C20由申迎华主编教材上查取，图中横坐标为精馏段qV, L( qV,VL )1 2 = V ) =0.000939811.4 1 20.4112.93提留段qV,LL)12V0.00214819.9 1 2 ()1 2 =3.310.0796m sV,L( qV,V= 0.423取

38、板间距 HT = 0.45m，板上液层高度 hl = 0.05m ，则HThL = 0.450.05 = 0.4m 查申迎华主编教材上图得精馏段 C 20=0.085提留段 C 20=0.082则 精馏段 C=C 20( )0.2 =0.085(20.765)0.2=0.085620 20Lm 0.218.79 0.2提留段 C=C20( )0.2 =0.082()0.2=0.08120 20则精馏段 umax = C LV =0.0856 811.42.93 =1.422 m/smaxV2.93提留段 umax=C LV = 0.081 819.39.313.31 =1.272 m/sV3.

39、31取安全系数为 0.6 ，则空塔气速为精馏段 u=0.6u max=0.6 1.422=0.853 m/s提留段 u =0.6u max=0.6 1.272=0.763 m/s (2)塔径4qV ,V4 0.441D= = =0.812mu0.853按标准塔径圆整后为 D=1.0 m塔截面积为 A T= D 2 = 1.02 =0.785 m244实际空塔气速为 u= q = 0.441 =0.562 m/sAT 0.7853.4.2 精馏塔有效高度的计算18盐城师范学院化工原理课程设计精馏段有效高度为Z 精 = （N 精1）H T = （131）0.45 = 5.4（m）提留段有效高度为Z

40、提 = （N提3）H T = （173） 0.45 = 6.3（m） 在精料板处及提馏段各开一个人孔，其高度均为 0.8m，故精馏塔的有效高度为Z = （Z精+ Z提）+0.82= 5.4+6.3+0.82=13.3m3.5 塔板主要工艺尺寸的计算3.5.1 溢流装置计算4因塔径 D1.0m，可选用单溢流弓形 4 将液管，采用凹型受液盘。各项计算如下： 堰长lw 取lw = 0.66D = 0.661.0 = 0.66 （m） 溢流堰长高度 hw 溢流堰高度计算公式1）2）hw = hlh0w选用平直堰，堰上液层高度 h0w 依下式计算，即2.84 qV, L h0w =E（ ）1000 lw

41、近似取 E =1，则2.840.000939 3600 2 3h0w =1()23 = 0.0084(m)1000 0.66取板上液层高度 hl = 0.05m ，故hw = hlh0w = 0.050.0084 = 0.0416(m)3）弓形降液管宽度 Wd 及截面积 Af由lDw = 0.66，查申迎华主编教材上得：AfWdf = 0.0772 ， d = 0.124 ，故ATDAf = 0.0772AT = 0.07720.785= 0.0606 (m2 )Wd = 0.124D = 0.1241.0= 0.124(m)依式= 360q0VA,LfHT验算液体在降液管中停留时间，即= 3

42、600 AfHT = 36000.05670.45 = 27.175(s) qV,L0.000939 3600故降液管设计合理4）降液管底隙高度 h0 计算公式h0 =qV,L3600lW u0取 u0= 0.08m s，则19盐城师范学院化工原理课程设计36000.000939h0 = 0.0178(m)0 3600 0.66 0.08hWh0 = 0.04160.0178 = 0.0238(m) 0.006(m)故降液管底隙高度设计合理。3.5.2 塔板布置和浮阀数目与排列5取阀孔动能因素 5 F0 =10，用式 u0 =F0求孔速 u0，即依式 N =qV ,V24d02uu0 =F0V

43、 = 21.093 =5.84(m s)求每层踏板上的浮阀数，即qV,V 0.441N = = = 64 2 2d02u00.0392 5.8444取边缘区宽度6Wc = 0.06m ，破沫区宽度 Ws = 0.07m 。计算鼓泡区面积，可依据式( Rx )，即 2 1 R sin 180Aa =2x R2x2 + R 2 sin1( x)a180 RD1R= Wc = 0.06 = 0.44(m)2 c 2 D1x= 2(Wd+Ws)= 2(0.124 + 0.07) = 0.306(m)Aa = 20.306 0.4420.3062 + 0.442 sin1 a180 浮阀排列方式采用等腰

44、三角形叉形。取同一横排的孔心距 下式估算排间距 t ，即Aa = 2 x R2 x2 +0.306 2()= 0.524(m2)0.44t = 75mm = 0.75m ，则可按Aa0.524t= ANat = 640.502.0475=0.109(m)=109(mm)考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板 7 ，而各分块的支承与衔接也要占去一部 分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 109mm，而应小于此值，故取 t=102mm = 0.102m按t = 75mm， t= 102mm以等腰三角形叉排方式作图，得阀数 N =69个按 N=69 重新核算孔速及阀孔动能因素：20盐城师范学院化工原理课

45、程设计u0= qV,V = 0.441= 5.353(m s) 2 2 d02N 0.0392 694 0 4F0 =u0 V = 5.353 2.93 =9.16 阀孔动能因素变化不大，仍在 9-12 范围内 。塔板开孔效率 = u = 0.562 100% =10.5%u0 5.3533.6 塔板流体力学验算 塔板流体力学验算目的是为了检验以上初算塔径及各项工艺尺寸的计算是否合理，塔 板能否正常操作。3.6.1 气相通过浮阀塔的压降 可根据式 hp =hc + h1 + h计算临界孔速73.1(1)干板阻力 由式u0c = (73.1)1 1.825先计算临界孔速，即v= 5.828(m

46、s)73.1 11.82573.1 1 1. 825u0c=( v )11.825=(2.93)11.8250.175因为u0u0c ，则hc可按式 hc =19.9计算，即0.175u0 hc =19.9 0 =L5.3530.17519.95.831513.4 =0.033mu0L(2)板上充气液层阻力 h1 本设计分离苯和甲苯得混合液，即液相为碳氢化合物，可 取充气系数 0 = 0.5 。依式 h1 = 0hL = 0(hw + h0w)计算，即h1 = 0hL = 0.5 0.05 = 0.025(m)(3) 克服表面张力所造成的阻力 h因本设计采用浮阀塔，其 h很小，可以忽略不计。因

47、此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液柱高度为：hp = hc + h1 = 0.033 + 0.025 = 0.058(m)单板压降 pp=hpLg= 0.058811.49.81 = 462(Pa)3.6.2 淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清夜层高度Hd (HT +hW) 。Hd可用下式计算，即Hd =hp+hL +hd21盐城师范学院化工原理课程设计1)与气体通过塔板的压降相当的液柱高度 hp = 0.058m2)液体通过降液管的压头损失 hd , 因不设进口堰，故按式 hd = 0.153( qV,L )2计算， lWh0hd = 0.153 (lqVh,LlWh02)2

48、 = 0.153 (0.0009390.66 0.0178)2 = 0.00098(m)( 3)板上液层高度，取 hL = 0.05m因此 Hd =hp +hL +hd= 0.058 + 0.05 + 0.00098 = 0.11(m) 取 = 0.5 ， HT = 0.45m ， hW = 0.0416m则(HT + hW ) = 0.5 (0.45 + 0.0416) =0.246(m)可见 Hd (HT +hW) ，符合防止淹塔的要求。3.6.3 雾沫夹带 计算泛点率 F1 ：板上液体流经长度 ZL = D2W d= 1.020.124 = 0.752(m) 板上液流面积Ab = AT2

49、Af = 0.78520.0606 = 0.664(m2)苯和甲苯可按正常系统按申迎华主编书上表取物性系数 K =1.0 ，又由申迎华主编书图查得泛点负荷系数 CF = 0.128 , 将以上数值代入下式，得VF1=100%qV,V LV +1.36qV,L ZLKCF Ab2.930.411+1.360.000939 0.752811.42.93811.4 2.93100% = 30.2%1.00.1280.664又按下式计算泛点率，F1 =qVqV,VLV0.78KCF AT100%2.930.411100% = 31.6%=811.42.93= 0.781.0 0.1280.785计算出

50、的泛点率都在 80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足 eV0.1kg液 /kg汽 的要求。3.7 塔板负荷性能图3.7.1 雾沫夹带线22盐城师范学院化工原理课程设计按下式作出，即F1=qV,V+1.36qV,LZLKCFAb100%对于一定的物系及一定的塔板结构， 式中 v、L、Ab、K、CF及ZL均为已知值， 相应于 eV = 0.1的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得出qV ,V qV,L 的关系式，据此作出雾沫夹带线。按泛点率 =80%计算如下qV ,V2.93+1.36qV,L 0.752= 0.81.00.1280.664811.42.93V,L整理得0.0602qV ,

51、V + 1.023qV ,L = 0.068(1)雾沫夹带为直线，则在操作范围内任取两个 qV,L 值，依式( 1)算出相应的 qV,V 值列于 附表 5 中。表 5 雾沫夹带线数据qV,L /m3 s0.0010.002qV,V /m3 s1.111.093.7.2 液泛线 液泛线表示降液管内泡沫层高度达到最大允许值时的关系，塔板的适宜操，作区也应 在此线之下，否则将可能发生液泛现象，破坏塔的正常操作。(HT +hW)=hp +hL +hd=hc+h1+h+hL + hd确定液泛线。qu0.175忽略式中h项，将式hd = 0.153( qV,L )2 、式hL = h0w + hw 、式hc = 19.9 u0 、式 lW h0L2hc = 5.3 42u0g VL 及hL = hWh0W代