苯甲苯二元物系浮阀式精馏塔的设计

化工原理课程设计题目苯-甲苯二元物系浮阀式精馏塔的设计处理量70kmol/h教学院：化学与制药工程学院专业班级学生姓名学生学号指导教师王卫东化工原理课程设计任务书设计题目苯一甲苯二元物系浮阀式精馏塔的设计设计条件塔顶压力为常压处理量：70kmol/h进料组成：0.40(摩尔百分率，下同)塔顶组成：0.98塔底组成：0.02进料状态：0.98塔顶设全凝器，泡点回流塔釜饱和蒸汽直接加热回流比R=(1.1-2.0)R.m1n单板压降W0.7kPa设计内容确定工艺流程。精馏塔的物料衡算。塔板数的确定。精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算。精馏塔塔体工艺尺寸的计算。塔板板面布置设计。塔板的流体力学验算与负荷性能图。精馏塔接管尺寸计算。塔顶全凝器工艺设计计算和选型。进料泵的工艺设计计算和选型。带控制点的工艺流程图、塔板板面布置图、精馏塔设计条件图。设计说明书。TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"摘要3绪论4第一章设计思路51.1设计流程51.2设计思路5第二章精馏塔的工艺设计62.1精馏塔物料衡算62.2塔板数的确定12第三章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算143.1塔的工艺条件及物性数据计算143.2精馏塔塔体工艺尺寸计算163.3塔板分布183.4流体力学核算193.5塔板负荷性能图21第四章辅助设备及型号254.1热量衡算254.1塔附件计算28主要符号说明31参考文献34附录（一）基本物性常数35附录（二）程序36附录（三）塔条件图38结束语39化工原理课程设计教师评分表40摘要精馏是一种最常用的分离方法，它依据多次部分汽化、多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。本设计采用浮阀精馏塔，进行甲醇一水二元物系的分离，此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，从而达到二元物系分离的目的。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。通过对精馏塔的工艺设计计算可知：实际塔板数为39块，第19块板进料，最小塔径为1.2m，塔的实际高度为24.85m。根据所选参数在进行校核可知：精馏段液体在降液管停留时间为19.65s，降液管底隙高度为18mm，操作弹性为3.45。提馏段液体在降液管停留时间为7.95s，降液管底隙高度为44mm，操作弹性为3.24。这些值都符合实际要求，故所选的物性参数是合理。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）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应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合物中各组分的分离。该过程是同时进行传热、传质的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即本次所设计的精馏装置。浮阀塔是二十世纪五十年代初开发的一种新塔型，其特点是在筛板塔基础上，在每个筛孔处安置一个可上下移动的阀片。当筛孔气速高时，阀片被顶起、上升，孔速低时，阀片因自重而下降。阀片升降位置随气流量大小自动调节，从而使进入液层的气速基本稳定。又因气体在阀片下侧水平方向进入液层，既减少液沫夹带量，又延长气液接触时间，从而收到很好的传质效果。浮阀有三条带钩的腿，将浮阀放进筛孔后，将其腿上的钩扳转，可防止操作时气速过大将浮阀吹脱。此外，浮阀边沿冲压出三块向下微弯的“脚”。当筛孔气速降低，浮阀降至塔板时，靠这三只“脚”使阀片与塔板间保持2.5mm左右的间隙；在浮阀再次升起时，浮阀不会被粘住，可平稳上升。浮阀塔的生产能力比泡罩塔约大20%〜40%，操作弹性可达7〜9，板效率比泡罩塔约高15%，制造费用为泡罩塔的60%〜80%，为筛板塔的120%〜130%。浮阀一般都用不锈钢制成，国内常用的浮阀有三种，即V-4型、T型与F1型。V-4型的特点是阀孔被冲压成向下弯的喷嘴形，气体通过阀孔时因流道形状渐变可减小阻力。T型阀则借助固定于塔板的支架限制阀片移动范围。三类浮阀中，F1型浮阀最简单，该类型浮阀已被广泛使用。我国已有部颁标准（JB1118—68）。F1型阀又分重阀与轻阀两种，重阀用厚度2mm的钢板冲成，阀质量约33克，轻阀用厚度1.5mm的钢板冲成，质量约25克。阀重则阀的惯性大，操作稳定性好，但气体阻力大，一般采用重阀，只有要求压降很小的场合，如真空精馏时才使用轻阀。进料F组成xF塔顶出料D组成xD1进料F组成xF塔顶出料D组成xD1.11.1设计思路1.1.1精馏方式的选定本设计采用连续精馅操作方式，其特点是：连续精馅过程是一个连续定态过程，耗能小于间歇精馅过程，易得纯度高的产品。1.1.2操作压力的选取本设计采用常压操作，一般，除了敏性物料以外，凡通过常压蒸馅不难实现分离要求，并能用江河水或循环水将馅出物冷凝下来的系统都应采用常压蒸馅。1.1.3加料状态的选择为气液混合物泡点进料1.1.4加热方式本设计采用直接蒸汽加热。因为直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻组分收率一定前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馅段增加塔板以达到生产要求，从而又增加了生产的费用，但也减少了间接加热设备费用。1.1.5回流比的选择选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费用和操作费用之和最低。一般经验值为R=(1.1-2.0)Rmin.1.1.6塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择塔顶选用全凝器，因为后继工段产品以液相出料，但所得产品的纯度低于分凝器，因为分凝器的第一个分凝器相当于一块理论板。塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。1.1.7浮阀塔的选择在本设计中我们使用浮阀塔，浮阀塔的突出优点是结构简单造价低。合理的设计和适当的操作浮阀塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用浮阀可解决堵塞问题适当控制漏夜。浮阀塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备为减少对传质的不利影响可将塔板的液体进入区制突起的斜台状这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。浮阀塔多用不锈钢板或合金制成使用碳刚的比较少。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下操作使其板效率明显下降其操作的负荷范围较袍罩塔为窄，单设计良好的塔其操作弹性仍可达到2-3。表1-1设计参数统计项目方式压力加料状态加热方式回流比冷凝器冷却介质浮阀塔选取连续精馅常压气液混合蒸汽加热R=(1.1-2.0)Rmin全凝器自来水浮阀塔第二章工艺计算2.1精馏塔物料衡算由设计要求数据：加料量F=70kmol/h进料组成x=0.40馅出液组成x〃=0.98釜液组成x^=0.022.1.1原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量因为苯的摩尔质量Ma=78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量Mb=92.14kg/kmol所以Mf=0.40x78.11+(1-0.40)x92.14=86.528kg/kmolMD=0.98x78.11+(1-0.98)x92.14=78.3906kg/kmolMw=0.X278.11+(XL-0.02)92.14=91.8594kg/kmol总物料衡算：F=D+W即70=D+W苯物料衡算：Fxf=Dxd+叫即70x0.40=Dx0.98+Wx0.02联立解得：D=29.40kmol/h;W=40.60kmol/h2.1.2温度计算利用表中数据有插值法可求的tF，七tW。t:tF~95,2=95-2~92-1t=95.099VFt:tF~95,2=95-2~92-1t=95.099VF40-39.739.7-48.9F②t：t=80.6VD98-9595-100Dt-110.6_110.6-1061W2-0=0-88tw=109.58V精馏段平均温度：t1=(t+t)/2=87.85V提留段平均温度：t2=(t；+t；)/2=102.34V苯的摩尔分数温度V苯的摩尔分数温度V液相气相液相气相0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.2表1苯-甲苯物系的气液平衡数据[1]2.1.3密度计算进料温度tF=94.425V气相组成y:F95.099-92.1_92.1-89.4y^-7171-78.9yF=0.622515塔顶温度tD=80.5V气相组成y:D80.6-80.2_81.2-80.2

yd-100=97.2-100yD=0.9888塔底温度tw=109.83V气相组成y:W⑴液相组成x:x=—^—D12气相组成y:y=yF+yD2109.58-106.1_110.6-106.1

y-21.2一0-21.2yW=0.04805馏段x1=0.69y1=0.806所以ML=78.11x0.69+92.14x(1-0.69)=82.4593kg/kmolMV1=78.11x0.806+92.14x(1-0.806)=80.832kg/kmol⑵提留段液相组成x:x="*七)x=0.212222气相组成j:y=(儿+yf)j=0.33532222所以M=78.11x0.21+92.14x(1-0.21)=89.1937kg/komlL2«=78.1乂0.3扑39X2.-4(1=.335cg/kong7.436不同温度下苯和甲苯物性表：苯:温度/C蒸汽压/毫米水柱汽化热/卡/克分子密度/克/厘米3热熔/卡/克分子.C表面张力/达因/厘米黏度/厘泊导热系数*10-5/厘米厘米.C70550.8074820.825934.53022.500.34230.780757.6273530.815035.09821.270.30830.0901020.972180.803935.76920.060.27929.21001350.470770.792536.44118.850.25528.51102.31369300.780837.29217.660.21527.7甲苯:80291.2183490.810041.86621.690.31129.190406.7382160.800242.61520.590.28628.4100556.3180800.790243.36319.490.26427.7110746.5879390.780344.49718.410.24527.0120984.777940.770045.63217.340.22826.3求得在tF，tD，tw下的苯和甲苯的密度(单位：kg/m3)进料温度t、425°C100-90=100-95.099「=0.7981F0.7925-0.80390.7925-pfF100-90100-95.099,=p=0.79510.7902-0.8002p0.9702-F'F塔顶温度tD=80.6C90-8090-80.60.8039-0.81500.8039-pDPd=0.814490-8090-80.60.8002-0.81000.8002-pD''=0.8095塔底温度t=109.58°C原数量的求取:110-100110-109.580.7808-0.79250.7808-pW110-100110-109.580.7803-0.79020.7803-pW78.11x0.4092.14+0.40x78.11-92.14x0.4078.1x10.9892.1+40x98-8.11x78.11x0.02液相密度求取:PW=0.7813'=0.7807=0.3612=0.976592.140.9892.14+0.02x78.11-92.14x0.02=0.017PF—+—798.9795.810.9765—+1-0.9765PD814.4809.510.017—+—1-0.017P781.0780.50.36121-0.36121wwPf=773.47PD=814.28Pw=780.51精馏段密度：P=（Pf+Pd）=793.86L2提留段密度：P=(PF+PW)=776.99L2气相密度求取：Ml1-Md+Mf-86.528+7&3906■FWMl22Mw+Mf_91.93+86.2582.4593kg/kmol=89.1937kg/kmolMV=yx7&11+Q1-y92.kgfcrfOB.43mvCx78.11+(x-y92.kg/kmb8.27MVW=yWx78.11+(1%)x92.14=91.47kg/kmol89.09+78.272=80.84kg/kmolM=Mw+MvfV2=283.41+91.472=87.44kg/kmol_83.41x273.15VF=22.4x(273.15+95.099)=2.77pVD78.27x273.15勺⑰=2.7022.4x(273.15+80.6)91.47x273.15pVW=2.9222.4x(273.15+91.47)Pv1Pvf+Pvd=2-77+2-70=2.7352Pv2Pvf+Pvw=2.77+3.06=2.9152.1.4相对挥发度的求取:由七=0.40yF=0.622515yFx苛F1-xF=2.47x=0.98yd=0.9888yDx15^=1.80—^D-1-xDx=0.02yw=0.04805yW-^=2.471-yW1-xW精馏段相对挥发度:a=aF+ad=2.13512提留段相对挥发度:a+aa=—f2w，=2.47全塔相对挥发度:a+a+a"a=—fw2.2532.1.5黏度的求取精馏段t1=(tF+tD)/2=84.85°C利用插值法:84.85-80_90-80H「°.3°8=0.279-0.308日a=0.285mpa.s84.8-580-9080rb-0.3110.2860.311日B=0.2989mpa.s提留段t2=(tF+tW)/2=102.34C利用插值法:102.34-100110-100ra-0.2550.233-0.255日a=0.250mpa.s102.34-100110-100rb-0.2640.245-0.264日B=0.260mpa.s精馏段黏度：R1=Rx+R(1-x)=0.285X0.7025+0.2989x(1-0.7025)=0.277mpa.sa1B1提留段黏度：R2=RaX2+Rb(1-x2)=0.285X0.2175+0.292x(1-0.2175)=0.258mpa.s2.2塔板数的确定2.2.1理论塔层数NT的求取本设计为泡点进料q=0.98根据y=—^x-；q-1q-1以2Xa2-1x)可得Xp=0.41；5yp=0.665最小回流比：r.=4p=3竺=1.26miny-xp0.665-0.415p回流比选取：R=(1.12.0)Rmin本设计回流比选取：R=1.5R.=1.89F.x^-x=0.98-0.02=2526D=x：-xW=0.40—本设计回流比选取：R=1.5R.=1.89精馏段操作线方程:=0.6540x+0.3391n提留段操作线方程:.吧1提留段操作线方程:.吧+^技x=1.5280x+0.0106相平衡方程：x=2.49^51.y495由逐板法可以求：序号YX10.980.95220.9620.91030.9340.84740.8930.77050.8430.68360.7860.59570.7280.51880.6780.45890.6390.415100.6110.386110.6000.375120.5840.360130.5610.339140.5290.310150.4840.273160.4280.231170.3640.187180.2960.147190.2350.110200.1790.080210.1330.057220.0980.0425230.0250.0314240.0310.012其中第十块板是进料板，共有一十四块板包括塔釜再沸器。2.1.2实际板数的求取精馏段实际板：a=f；d=2.14七=0.277mpa.sE=(aR/)-0.245=0.49X(2.14X0.277)-0.245=0.5570TN=Nt=9/0.5570=17块pET提馏段实际板：a=气;以w=2.47H2=0.265mpa.sE；=即l'2=0.49X(2.47X0.265)-0.240.5436N，=土=12/0.5436=26块pE「全塔所需实际塔板数：Np=17+26=43块全塔效率：Et=Nx100%=(24-1)/43=53.5%P加料板在第21块第三章板式塔主要工艺尺寸的设计计算3.1塔的工艺条件及物性数据计算3.1.1表面张力计算(单位10-3N.m-i)液相平均表面张力依下试计算，即bLm=Zajxb.塔顶液相平均表面张力的计算由t=80.6°C查表得bA=21.31mN/m;bB=21.82mN/m塔顶表面张力：bLDm=0.98x21.31+0.02x21.82=21.32mN/m进料板液相平均表面张力的计算由tF=95.099C查表得ba=19.53mN/m；bB=20.21mN/m进料板表面张力：bLWm=0^2x19.53+0.98x2,21=20.20mN/m塔底液相平均表面张力的计算由t=109.58C查表得bA=17.15mN/m；bB=18.13mN/m塔底表面张力：bLWm=0.02x17.15+0.98x18.13=18.11mN/m精馏段液相平均表面张力：b=bLDm+bLFm=20.76mN/mLM2提留段液相平均表面张力：a=bLFm+bLWm=19.16mN/mVm23.1.2气液相体积流量计算本设计取R=1.5R=1.92min精馏段L=RD=1.89x29.^=05kmol/hV=(R+1)D=2x8929.40=knol/h已知ML1=82.4593kg/kmol;MV1=80.832kg/kmolPL1=776.99kg/m3;pV1=2.735kg/m3精馏段质量流量：LjM]xL=82.4593x64.128=4581.9kg/h=1.273kg/sV1=MVxV80.8x3297=528kg/h8169D8kg/s精馏段体积流量：L=L=1.273=0.00163m3/sS1p776.99L1T7V1.908V=—^==0.6976m3/sS1p2.735v1

本设计是饱和液进料q=0.98提馏段L'=L+qF=55.566+0.9&80=0.0372kmol/sV=V+(q-1)F=84.966x+(0.98-1kmol/s已知ML=109.333kg/kmol;MV=87.436kg/kmolPL2=776.k9mpV2=2.915kg/m3提留段质量流量：L2=M^xL=109.333x0.0372=4.07kg/sV2MV：V=87.4X360.=23止g/s2.03提留段体积流量：L=%=4.07=0.0053m3/sS2p776.99L2V2.03V=笔=兰3=0.703m3/sS2p2.915v23.2精馏塔塔体工艺尺寸计算3.2.1塔径计算精馏段由3.2.1塔径计算精馏段由u=(安全系数)Xumax，安全系数=0.6〜0.8Umax*PL—PvPv求取史密斯关联图的横坐标：、X(£l)2=0.039匕Pv设板间距H广0.45m，板上清夜高度气=70mm所以液体沉降高度%-H广0.38m于是插图可知道：％=0.081C=C(—)0.2=0.081x(^062)。。=0.0815202020U=0.U=0.0805.6-52/32.73i.m/98D=i取安全系数为0.7,U1=0.7U=0.7xl.398=0.9786m/s4V:'4x0.D=i—si='=0.958兀u\3.140.9786

n圆整到D=1.2m横截面积A=d2=1.1304m2t4空塔气速u,='=0.617m/sA提留段求取史密斯关联图的横坐标：yX(匕)2=0.125设板间距Ht=0.45m，板上清夜高度H广70mm所以液体沉降高度%-H广0.38m于是插图可知道：％=0.078C=C(—)0."0.078xI1902)0=20.0772202020U=0.0772「788.75—2.84=1.284m/smax2.84取安全系数为0.7，U2=0.7U=0.7X1.284=0.8988m/s4V兀u4x0.70315m.00m3.140.8988D=2圆整到D=1.2m兀横截面积A=—d2=1.1304m2t圆整到D=1.2m=0.622m/s3.2.2溢流装置的计算本设计采用单溢流弓形降液管，凹型受液盘。Ls2..(—1)3近似去E^1Lw堰长取L=0.65Ls2..(—1)3近似去E^1Lw284⑴精馏段how=1^E(Ls2—1)3==0.012mLwh=h^-h=0.058m.一一284⑵提留段how'=1^ELs2(_2)3=0.023mL3.2.3弓形降液管宽度和截面积h'=匕-h=0.047m由tW=0.65A=0.0703匕=0.136DADT

所以A^=0.07&31.1=3040n2WD=0.13161.=20.m验算降液管内停留时间:精馏段0=冬=0.0795x0.45=*25sLs10.00163提留段0=AH=0.07955回5=6.75s25sLs20.0053所以降液管可以使用。3.2.4降液管底缝高度取降液管底缝的流速u0=0.13m/s所以:精馏段h=—=°.00163=0.016m0Lwu00.78x0.13提馏段…L0.0053h=—s2—==0.052m0Lwu00.718x0.133.3塔板分布3.3.1鼓泡面积求取本设计采用分块式分为四块。D=1.2m取Wc=60mmWs=80mm所以x=D-(WfW=)1■-(0.149)6+0.08m=0.37042DS2R=D-W上2-0.06=0.54m2c2塔板上的鼓泡区面积：A=2x^R2-x2+-^R2arcsin—=0.30m2aL180R_3.3.2浮阀数目与排列精馏段:取阀孔动能因子4=11则阀孔气速:

u甲=F0="=6.66m/s崩V1&.73浮阀个数：N=浮阀个数：N=匕-d2u4000.6976r84个0.785x0.042x6.66浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔中心距定为t=75.0mm，而两排间的中心距定为t'=65mm。F=110根据设计得浮阀数为96个，得到0.6976u01=6.61m/根据设计得浮阀数为96个，得到0.6976u01=6.61m/s兀n0.785x0.042x96—d2N=u®1=6.64xJ2.37=10.97所以浮阀孔率①，即①二u1u01°.708=10.71%6.61（2）提馏段：取阀孔动能因子F=110则阀孔气速:F11=6.44m/s<2.915浮阀个数：N'=-7浮阀个数：N'=-7~4d2U0.7030.785x0.042x6.44根据设计得浮阀数为100个，得到:0.703u0.703u02'=-七24d02N'=6.43m/s0.785x0.042x100所以浮阀孔率①，即O=竺u020.773~——=12.02%6.43F'=uJ*厂2所以浮阀孔率①，即O=竺u020.773~——=12.02%6.43目前工业生产中，对常压①=10%〜14%,对减压塔的①一般小于10%，故上述设计基本满足要求。3.4流体力学核算每层塔板静压头可安式错误！未找到引用源。，APp=hpp沼计算1.精馏段干板阻力oc1=6.04m/s因为U012uoc1h=5.34乂5=5.34'oc1=6.04m/s因为U012uoc1h=5.34乂5=5.34'宜7356.612=0.041me2pL1g2x9.8x793.86板上充气液层阻力取£°=0.5，hL=0.07m，则hL1=£0h产0.5x0.07=0.035m液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可以忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为hpi=°.0440-=35故076AP1=hpp以g=).076x793.£6=.8P<7O02a7pl2.提馏段干板阻力因U022Uoc2'73.=5.9m所以s/h=5.34xpu2e25.34x2.915x6.442-V202==0.042m2PL2g2x9.8x776.99板上充气液层阻力取s0=0.5,hL=0.07m，则hL1=£0hl=0.5x0.07=0.035m液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可以忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为hp1=0.04^20.=3510.077△Pp2=hppL2g=).077x776.99=.8P<70.0jM)以上均在允许范围内。3.4.2淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管内液层高度%<0(Ht+hw)其中%=hp+h^+hd1.精馏段单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度hp1=0.076m液体通过降液管的压头损失(不设进口堰)hd1=0.153(去hd1=0.153(去-)2W0=0.153(0.001630.78x0.016)2=0.0026m板上液层高度«=0.0m则Hd「0.076+0.0026+0.07=0.1486m取4=0.5已知HT=0.45m,hw=0.058m则有①(HT+h「=0.5x(0.45+0.058)=0.254m可见%1<0(Ht+hw)符合防止液泛的要求2.提馏段(1)单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度h.=0.077m(2)液体通过降液管的压头损失(不设进口堰)h=0.153(-^)2=0.153(0.0053)2=0.0026md2lwh「0.78x0.052(3)板上液层高度«=0.0m则Hd2=0.077+0.0026+0.07=0.1496m

取4=0.5已知H「0.45m,hw,=0.047m则有中(HT+h「=0.5x(0.45+0.047)=0.2485m可见Hd2<0(Ht+h«=0.0m3.4.3雾沫夹带1.精馏段板上液体流径长度板上液流面积V：—九一+1.36LZ

3.4.3雾沫夹带1.精馏段板上液体流径长度板上液流面积K*AbZ^=D-2W=1.2-2x0.1632=0.8736mAb=A^-2Af=1.1304-2x0.0795=0.9714m2由于苯和甲苯为无泡沫物系，于是取物性系数K=1.0，又由表查得泛点系数C=0.109,F0.6976泛点率=:2.735V793.860.6976泛点率=:2.735V793.86-2.735+1.36x0.00163x0.87361.0x0.109x0.9714x100%=40.58%上式计算的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足匕＜0.1^（液）/kg（气）的要求。2.提馅段取物性系数K=1.0,又由表查得泛点系数C=0。110,由以上数据可算出泛点率:0.703」——2^——+1.36x0.0053x0.8736泛点率=\'776."-2.915x100%=46.27%1.0x0.110x0.9714上式计算的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足匕＜0.&（液）/kg（气）的要求。3.5塔板负荷性能图3.5.1雾沫夹带线根据前面雾沫夹带校核可知，对于大塔，泛点率F=0.8（上限值）

U：一+1.36LZ泛点率F==x100%KC「Ab一，2.735一一(1)精馏段:0.8=—x100%1.0x0.109x0.9714整理得：0.0588七+1.1881匕=0.0847即Vs=1.44-20.21Ls'2915一一（2）提馏段：0.8=—x100%1.0x0.110x0.9714整理得：0.0614V'+1.188L'=0.0855即V'=1.39T9.35L'SSss以上方城便为雾沫夹带上限方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个LS值，计算出vs值，可在负荷性能图中得到雾沫夹带上限线。3.5.2液泛线当降液管中泡沫液体总高度H广①（气+hw）时将出现液泛现象（淹塔），即满足关系式:+0.153(—^」)2h0-lw0(H+h)=1.5h+1.5x2.84E(36叫)2+5.34项女Tww+0.153(—^」)2h0-lw（1）精馏段0.254=1.5x0.058+世0.254=1.5x0.058+世xfQ)21000"0.78)2.735x匕2+5.34x0.7852x962x0.042x793.86x1.2x9.8+0.153x[0.016x0.78整理得匕2=4.073-18930.98Ls12-28.80Ls1；（2）提馏段0.2485=1.5x0.047+世xf3600L2)21000[0.78)+5.34x2.915x**0.78520.2485=1.5x0.047+世xf3600L2)21000[0.78)+5.34x2.915x**0.7852x1002x0.042x776.99x1.2x9.8+0.153x在操作范围内，任取若干个Ls值，算出相应的Vs值3.5.3漏液线（气体负荷下限线）因动能因数F0<5时，会发生严重漏液现象，故取F0=5计算相应的气相流量（Vs）讪精馏段(V)=-d2N-^=生(0.04)2X84X5=0.319^3/ssimin40、：'p4<2.735V1提馏段,、丸5丸，、5(V)=—d2N=—(0.04)2x87x.=0.320m3/ss2min40.-'p4V2.915\V2由上式知，漏液线是一条与液体流量无关的水平线。3.5.4液相负荷上限线为了使降液管中的液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不低于3〜5s，取0=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则：得液相负荷最大值(L)=气气=——°.°=90.0/037s/smaxQ53.5.5液相负荷下限线对于平直堰，其堰上液层高how必须大于0.006m。取how=0.006m按下式，可作出液相负荷下限线h=2.84X10-3E[3600(Ls)min]2/3=0.006mOWlW取E=1，代入lw的值则可求出(LJmin〃、「0.00630.78(L)=[_]2x3600=0.00067m3/s于是得精馏段、提馏段负荷性能图:提僧段塔板负荷性能图，'液沫夹带线■液泛线漏流线酒相负荷上限线米酒相负荷下限线上图操作弹性为：精馏段3.45提馏段3.24故设计基本合理。第四章辅助设备及型号4.1热量衡算塔顶温度tD=80.6C80.6-9080-90C-35.7=9__35^0984.1热量衡算塔顶温度tD=80.6C80.6-9080-90C-35.7=9__35^09835.7g91=35.259kcal/(kmol.C)80.6-90_80-90C—42.615=41.866—42.615Cp2=41.910kcal/(kmol.C)CP=35.254x4.186=147.5药/(kmolk)Cp'=41.910x4.186=175.4的/(kmolk)Cp=CpXd+Cp'(1-XD)=148.13好/(kmolk)进料温度tF=95.099C95.099-100_90-100C—36.441=35.769—36.441Cp1=36.11kcal/(kmol.C)95.099-100_90-100C—43.363=42.615—43.363=43.00kcal/(kmol.°C)CP=36.11x4.186=151.1的/(kmol.k)Cp'=43.00x4.186=179.998^/(kmol.k)Cp=CpXf+Cp'(1-X?)=168.46好/(kmolk)塔底温度tw=109.58C109.58-110_100-110C—37.292=36.441-37.292Cp1=37.26kcal/(kmol.C)Cp2=44.45kcal/(kmol.C)109.58—110_100-110C—44.497=43.363—44.497CP=37.26x4.186=155.97k//(kmolk)C「=44.45x4.186=186.07^/(kmol.k)CP=CPXW+Cp'(1—xw)=\55k)

苯T=「273.15+80.5Cp2=44.45kcal/(kmol.C)苯T=「273.15+80.5=0.6293,Tr1T562.09r2T—2-T273.15+80.10562.09=0.6285蒸发潜热1-0.6293、△H=393.9x(1——)0.38=393.05kJ/kg甲苯T273.15+80.5T=T=r1Tc591.72=0.5977,T273.15+110.63T=T=r2Tc591.72=0.6486沸点/C烝发潜热△H,v、/(kJ/kg)T/kc苯80.10393.9563.09甲苯110.63363591.72蒸发潜热△H=363x(1-0.5978)0.38=382.03kJ/kgv21-0.6486所以I-I=X△H+(1-X)△H=0.98x393.05+0.02x382.03=392.83kJ/kgvDLDDv1Dv2Q=(R+1)D(I-I)=(1.89+1)x33.40x392.83=3.7918x104kJ/hcvDLD由插值法计算得苯和甲苯在不同温度下混合物的比热容Cp(单位：kJ/(kg.C)塔顶塔釜进料精馏段提留段苯1.88311.99491.92351.90331.9592甲苯1.90402.01691.94221.92311.980精馏段:苯C(t-t)=1.9033x(80.6-95.099)=-27.60kJ/kgp1DF甲苯C(t-t)=1.9231x(80.6-95.099)=-27.88kJ/kgp1DF提留段：苯C(t-t)=1.9592x(109.58-95.099)=28.37kJ/kgp2wF甲苯C(t-t)=1.980x(109.58-95.099)=28.67kJ/kgp2wF塔顶流出液比热容：C=Cx+(1-x)C=1.9033x0.98+0.02x1.9231=1.9037kJ/kgp1p1DDp2塔釜流出液比热容：C=Cx+(1-x)C=1.9592x0.02+0.98x1.980=1.9796kJ/kgp2p1wwp2进料焓，即94.425°C的焓值为基准，由于D=33.40kmol/h,W=46.6kmol/h

则Q=DMftDCdt=DMC(t-t)=33.4x78.32x1.9037x(80.6-95.099)二-7.22x104kJ/hDDtP1Dp1DFQ=WMftwCdt二DMC(t-t)=46.6x91.93x1.9797x(109.58-94.425)=1.230x105kJ/hwwtp2wp2wFF全塔热量衡算：Q+Q=Q+Q+Q,Q=0FsDwcFQ=—7.22x104+1.230x105+3.7918x104=8.8718x104kJ/h取塔釜热损失为10%，则n=90%,Q'=Q/n=8.8718x104=9.8576x104kJ/h.0.9冷凝器的选择：有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为500—1500Kcal/(m2.h.oC)苯设计取K=1000Kcal/(m2.h.oC)=4186kJ/(m2.h.°C)出料液温度：80.5°C(饱和气)一80.6°C(饱和液)，冷却水温度取20°C—35°C,△t△t-△tm〔△tln1△△t△t-△tm〔△tln1△t2—-—=52.7C160.5ln45.5传热面积：根据全塔热量衡算得Q=3.8316x104kJ/h,cA=Q

c—

KAA=Q

c—

KAt3.7918x1044186x52.7=17.19m2.再沸器的选择：选用120C饱和水蒸气加热，传热系数取K=4186kJ/(m2.h.oC)料液温度109.83C—110C，水蒸汽温度120C—120C,逆流操作：A"=10C,At2=10.17C0.17"~~1^"In10.17=11.8C八，△t-△t'△t=——12m△t'ln——1△t'2传热面积：根据全塔热量衡算得Q'=1.1070.17"~~1^"In10.17=11.8CA=_Tk^t'9.8576x1044186x11.8=19.96m2离心泵的选择进料管D=箜u=一乂1.1=1.5m/兀uF360)0x20.01'F设加料液面至加料孔为6m,取&=0.6—=35得l=35吒=35x0.66=23.1mF料液密度p=839.63kg/m3由内插法得R=0.31x10-3pa-sF63633586>0104雷诺数Re="J=°.6落5283竺63633586>0104为湍流a=0.316Re-0.25=0.00727故料液面与加料孔面列伯努利方程.Au2APHe=AE+―f+—^+H2gPFg得He=9.0134.2塔附件的计算4.2.1塔顶蒸汽出料管直管出气，取出口气速u=20m/s，则。；E皿11mm3.14x20查表取4273x6mm4.2.2进料管本设计采用直管进料管，管径计算如下:取uF取uF=1.6m/sPL=776.99kg/m312x107采用直管回流，取uR=1.6m/s=0.0060m3/s3600x300x24x776.99，4x0.0060.'12x107采用直管回流，取uR=1.6m/s查标准系列选取476x4mm4.2.3回流管.1.4664x—―814.31=0.038m3.14x1.6圆整442x2.mm4.2.4塔釜出料管取uw=1.6m/s，直管出料、46.6x091.93'4xd=\；81431—=0.035mw\3.14x1.6圆整438x2.mm4.2.5塔底进气管采用直管，取气速u=23m/s4^AM213mmD=V3.14x2.3查表取4219mm4.2.6塔高计算精馏段有效高度为Z精=(N精—1)Ht=(17-1)x0.45=7.2m提馏段有效高度为Z提二(N提—1)Ht=(26-1)x0.45=11.25m塔有效高度Z有效=7.2+11.25=18.45m开4个入孔，开入孔后板间距离变为0.8m,塔顶空间0.8m,塔底空间1.5m,封头加塔顶蒸汽管高度为0.7m，取裙座高度为2m。故精馏塔高度Z=7.011.-259).&4+0.8+1.5妾72

工艺设计计算结果汇总与主要符号说明:项目符号单位计算数据精馏段提馏段平均流量气相VSm3/s0.69260.703液相Lsm3/s0.001630.0053实际塔板数N块2617板间距HTm0.450.45塔径Dm1.21.2空塔气速um/s0.7080.773塔板类型----单流型单流型溢流装置溢流管型式—--弓形弓形堰长lwm0.780.78堰高hwm0.0580.023管底与受液盘距离h0m0.0180.044板上清液层高度hLm0.070.07浮阀数N8487孔间距tmm7575临界阀孔气速uolm/s6.045.90阀孔气速u0m/s10.9710.97单板压降PPPa600.10595.24降液管内底隙高度Hdmm2.62.6雾沫夹带eV%40.5846.27负荷上限----雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限----漏液控制漏液控制气相最大负荷Vs,maxm3/s0.3190.320操作弹性—--2.252.98符号意义SI单位F进料流量kmol/h；D塔顶产品流量kmol/h；W塔釜产品流量kmol/h；X进料组成V上升蒸汽流量kmol/h；L下降液体流量kmol/h；M粘度mPa.s；ET板效率P压强PaT温度°C；R回流比N塔板数Q进料状况参数M分子量kg/kmol；C操作物系的负荷因子m/sP密度kg/m3；b表面张力mN/m；U空塔气速m/s；Ht板间距m；hL板上液层高m；H0降液管低隙高度M；D塔径m；AT塔截面积m2；Af弓形降液管面积m2；Wd降液管宽度m；u阀孔气速m/s；Z塔高m；A鼓泡区面积m2；pw开孔率u临界孔速m/s；ocF0动能因子d阀孔直径m；Hd液体通过降液管的高度m；lW堰长m；h—W溢流高度m；hW堰上液层高度m；W边缘区宽度m；V气相体积流量ma/ssL液体体积流量ma/sAp塔板上液流面积m2AT塔的截面积m2K物性系数CF液泛负荷因数u临界阀孔气速m/sochi塔板充气液层静压头降mhd液体通过降液管的静压头降mh干板静压头降mcha表面张力所造成的阻力mhW溢流堰高度m△h液面落差mh堰上液流高度mowF液泛率L液相负荷上限ma/sL.液相负荷下限ma/sL堰长mpVm气相密度kg/ma文献参考陈敏恒，丛德滋,方图南，齐鸣斋主编.化工原理.下册.北京:化学工业出版社.2006夏清，陈常贵主编.化工原理.天津：天津大学出版社.2006贾绍义，柴诚敬主编.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社.2002叶世超，夏素兰.易兰贵等编.化工原理.下册.北京：科学出版社.2006陈常贵，柴诚敬，姚玉英主编.化工原理.下册.天津：天津大学出版社.2004王国胜主编.化工原理课程设计.大连:大连理工大学出版社.2006贾绍义，柴城敬.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，2002附录（一）基本物性常数表3-1苯一甲苯