1、. . . . - 0 - / 51化化工工學學院院化化 工工 原原 理理 課程設計課程設計題目：題目： 苯苯甲苯二元物系浮閥精餾塔設計甲苯二元物系浮閥精餾塔設計. . . . - 0 - / 51化工原理課程設計任務書化工原理課程設計任務書專業 化學工程與工藝 班級 化工 1104 班 設計人 琦一、設計題目一、設計題目苯-甲苯二元物系浮閥精餾塔的設計二、設計條件：二、設計條件：常壓 （絕壓）atmP1處理量：80 kmol/h進料組成 0.45 餾出液組成 0.98釜液組成 0.03 （以上均為摩爾分率）加料熱狀況 q=0.97塔頂全凝器 泡點回流回流比 min)0 . 21 . 1 (R

2、R單板壓降： 0.7akp三、設計任務：三、設計任務：1、 精餾塔的工藝設計，包括物料衡算、熱量衡算、浮閥塔的設計計算。2、 繪制帶控制點的工藝流程圖、精餾塔設備條件圖（手繪 A2） 。3、 撰寫精餾塔的設計說明書。. . . . - 1 - / 51目錄摘摘 要要 1 1緒緒 論論 2 21.精餾塔概述 22.儀器的選用 3第一章第一章 設設 計計 方方 案案 4 41.1 裝置流程的確定 41.2 操作壓力的選擇 41.3 進料狀況的選擇 51.4 加熱方式的選擇 51.5 回流比的選擇 5第二章第二章 塔板的工藝的計算塔板的工藝的計算 6 62.1 主要基礎物性參數 62.2 精餾塔物料

3、衡算 72.3 各段理論塔板數的計算 82.3.1 相對揮發度的計算 82.3.2 最小回流比的計算 92.3.3 精餾塔氣液相負荷 92.3.4 操作線方程的確定 102.3.5 精餾塔理論塔板的確定 102.3.6 板效率的計算： 112.3.7 實際板數的計算與全塔效率的計算 12第三章第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設計精餾塔主要工藝尺寸的設計 13133.1 精餾塔的工藝條件與有關物性數據的計算 133.1.1 操作壓力計算 133.1.2 液相平均表面力計算 133.1.3 熱量衡算 14. . . . - 2 - / 513.1.4 平均摩爾質量的計算 173.1.5 平均密度計算

4、183.2 塔體工藝尺寸的計算 203.2.1 精餾塔塔徑的計算 203.2.2 精餾塔有效塔高的計算 213.3 塔板工藝尺寸的計算 223.3.1 溢流裝置的設計 223.3.2 浮閥布置設計 233.3.3 浮閥板流體力學驗算 253.4 塔板負荷性能圖 283.4.1 液沫夾帶線的繪制 283.4.2 液泛線的繪制 293.4.3 漏液線的繪制 303.4.4 液相負荷的下限線的繪制 303.4.5 液相負荷的上限線的繪制 303.4.6 小結 32第四章第四章 輔助設備與選型輔助設備與選型 33334.1 接管的計算與選擇 334.1.1 進料管的選擇 334.1.2 回流管的選擇

5、334.1.3 釜底出口管路的選擇 344.1.4 塔頂蒸汽管 344.1.5 加料蒸汽管的選擇 354.1.6 塔頂封頭的設計 354.1.7 裙座的計算 354.1.8 人孔的設計 354.1.9 法蘭 36. . . . - 3 - / 51第五章第五章 塔總體高度的計算塔總體高度的計算 37375.1 塔的頂部空間高度 375.2 塔的底部空間高度 375.3 塔總體高度 37第六章第六章 附屬設備計算附屬設備計算 38386.1 冷凝器的選擇 386.2 再沸器的選擇 386.3 設計計算結果匯總 40結束語結束語 4141主要符號說明主要符號說明 4242參考文獻參考文獻 4343

6、化工原理課程設計教師評分表化工原理課程設計教師評分表 4444教教 師師 評評 語語 4545. . . . - 4 - / 51. . . . - 1 - / 51摘摘 要要本次設計的浮閥塔是化工生產中主要的傳質設備。此設計針對二元物系的精餾問題進行分析、計算、核算、繪圖，是較完整的精餾設計過程，該設計方法被工程技術人員廣泛的采用。本文設計了浮閥精餾塔與其附屬元件的尺寸、管線路線的鋪設，并對摩爾分數為 0.45 的苯甲苯二元溶液進行精餾過程，其中塔頂使用全凝器，部分回流。按逐板計算理論板數為 16。由平均粘度得到全塔效率為 51.61%，從而得到了塔的精餾段實際板數為 16 塊，提餾段實際板

7、數為 15。實際加料位置在第 17塊板。確定了塔的主要工藝尺寸，塔板采用單溢流弓型降液管齒型堰如塔徑1.2 米等。且經過液泛線，漏液線，液相負荷上限，液相負荷下限的校核，確定了操作點符合操作要求。精餾段的操作彈性為 4.24，提餾段的操作彈性為3.88，符合操作要求。關鍵詞： 苯 甲苯 精餾塔 浮閥 操作彈性. . . . - 2 - / 51緒緒論論1.1.精餾塔概述精餾塔概述精餾塔（fractionating column）是進行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。有板式塔與填料塔兩種主要類型。根據操作方式又可分為連續精餾塔與間歇精餾塔。關于各種類型塔板的介紹主要的塔板型式有：泡罩塔

8、板；浮閥塔板；篩孔塔板；舌形塔板（斜孔塔板） ；網孔塔板；垂直浮閥；多降液管塔板；林德浮閥；無溢流塔板。 泡罩塔板泡罩塔板的氣體通道是由升氣管和泡罩構成的。升氣管是泡罩塔區別于其它塔板的主要結構特征。這種結構不僅結構過于復雜，制造成本高，而且氣體通道曲折多變、干板壓降達、液泛氣速低、生產能力小。 浮閥塔板 浮閥塔板是對泡罩塔板的改進，取消了升氣管，在塔板開孔上訪設置了浮閥，浮閥可根據氣體的流量自行調節開度。氣量較小時可避免過多的漏液，氣量較大時可使氣速不致過高，降低了壓降。 篩孔塔板 篩孔塔板是最簡單的塔板，造價低廉，只要設計合理，其操作彈性是可以滿足生產需要的，目前已成為應用最為廣泛的一種板

9、型。 舌形塔板 舌形塔板是為了防止過量液沫夾帶而設計的一種塔型，由舌孔噴出的氣流方向近于水平，產生的液滴幾乎不具有向上的初速度。同時從舌孔噴出的氣流，通過動量傳遞推動液體流動，降低了板上液層厚度和塔板壓降。 網孔塔板 網孔塔板采用沖有傾斜開孔的薄板制造，具有舌形塔板的特點，并易于加工。 垂直浮閥 垂直浮閥是在塔板上開有若干直徑為 100-200mm 的大圓孔，孔上設置圓柱形泡罩，泡罩下緣于塔板有一定的間隙，泡罩側壁開有許多篩孔。氣流噴射方向是水平的，液滴在垂直方向的初速度為零，液沫夾帶量很小。 多降液管塔板 在普通浮閥上設置多根降液管以適應大液體量的要求，降液管為懸掛式。 林德浮閥 林德浮閥是

10、專為真空精餾設計的高效低壓降塔板，在整個浮閥上布置一定數量的導向. . . . - 3 - / 51斜孔，并在塔板入口處設置鼓泡促進裝置。 無溢流塔板 無溢流塔板是一種簡易塔板，只是一塊均勻開有一定縫隙或篩孔的圓形平板，無降液管，結構簡單，造價低廉。2.2.儀器的選用儀器的選用浮閥精餾塔是煉油、化工、石油化工等生產中廣泛應用的汽液傳質設備。浮閥塔板是對泡罩塔板的改進，取消了升氣管，在塔板開孔上訪設置了浮閥，浮閥可根據氣體的流量自行調節開度。氣量較小時可避免過多的漏液，氣量較大時可使氣速不致過高，降低了壓降。飽和蒸汽產品采出塔底物料采出進料精餾框架簡圖. . . . - 4 - / 51第第一一

11、章章設設計計方方案案1.11.1 裝置流程的確定裝置流程的確定蒸餾裝置包括精餾塔，原料預熱器，蒸餾釜（再沸器） ，冷凝器，釜液冷卻器和產品冷卻器等設。按過程按操作方式的不同，分為聯組整流和間歇蒸餾兩種流程。連續蒸餾有生產能力大，產品質量穩定等優點，工業生產中以連續蒸餾為主。間歇蒸餾具有操作靈活，適應性強等優點，適合于小規模，多品種或多組分物系的初步分離。蒸餾通過物料在塔的多次部分汽化與多次部分冷凝實現分離，熱量自塔釜輸入，由冷凝器中的冷卻質將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，為此，在確定裝置流程時應考慮余熱的利用。譬如，用余料作為塔頂產品（或釜液產品）冷卻器的冷卻介質，既可以將原料預熱，又

12、可以節約冷卻質。另外，為保持塔的操作穩定性，流程中除用泵這節送入塔原料外也可以用高位槽送料，以免受泵操作波動的影響。塔頂冷凝裝置可采用全冷凝器，分冷凝器兩種不同的設置。甲醇和水不反應，且容易冷凝，故使用全凝器，用水冷凝。塔頂出來的氣體溫度不高，冷凝后回流液和產品溫度不高，無需進一步冷卻，此次分離也是希望得到甲醇，選用全凝器符合要求。總之，確定流程時要較全面，合理地兼顧設備，操作費用，操作控制與安全諸因素。1.21.2 操作壓力的選擇操作壓力的選擇蒸餾過程中按操作壓力不同，分為常壓蒸餾，減壓蒸餾和加壓蒸餾。一般地，除熱明性物系，凡通過常壓蒸餾能夠實現分離要求，并能用江河水或循環水將餾出物冷凝下來

13、的物系，都能采用常壓蒸餾；對熱敏性物系或者混合物泡點過高的物系，則宜采用減壓蒸餾；對常壓下餾出物冷凝溫度過低的物系，需提高塔壓或者采用深井水，冷凍鹽水作為冷卻劑；而常壓下呈氣態的物系必須采用加壓蒸餾。甲苯和苯在常壓下就能夠分離出來，所以本實驗在常壓下操作就可以。. . . . - 5 - / 511.31.3 進料狀況的選擇進料狀況的選擇進料狀況一般有冷液進料，泡點進料。對于冷液進料，當組成一定時，流量一定對分離有利，節省加熱費用。采用泡點進料不僅對穩定操作較為方便，且不受季節溫度影響。綜合考慮，設計上采用泡點進料。泡點進料時，基于恒摩爾流假定，精餾段和提餾段上升蒸汽的摩爾流量相等，故精餾段和

14、提餾段塔徑基本相等，制造上較為方便。1.41.4 加熱方式的選擇加熱方式的選擇 加熱方式可分為直接蒸汽和間接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱直接由塔底進入塔。由于重組分是水，故省略加熱裝置。但在一定的回流比條件下，塔底蒸汽回流液有稀釋作用，使理論板數增加，費用增加。間接蒸汽加熱使通過加熱器使釡液部分汽化。上升蒸汽回流下來的冷液進行傳質，其優點是釜液部分汽化，維持原來的濃度，以減少理論塔板數，其缺點是增加加熱裝置。本設計塔釡采用間接加熱蒸汽，塔底產品經冷卻后送至儲罐。1.51.5 回流比的選擇回流比的選擇回流方式可分為重力回流和強制回流。對于小型塔，回流冷凝器一般安裝在塔頂。其優點是回流冷凝器無需支持結構

15、，其缺點是回流冷凝器回流控制較。如果需要較高的塔頂處理或塔板數較多時，回流冷凝器不宜安裝在塔頂。因為塔頂冷凝器不已安裝，檢修和清理。在這種情況下，可采用強制回流，塔頂上蒸汽采用冷凝器冷卻以冷回流流入塔中。由于本次設計為小型塔，故采用重力回流。本設計物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比卻最小回流比的 1.5 倍。. . . . - 6 - / 51第第二二章章 塔塔板板的的工工藝藝 的的計計算算2.12.1 主要基礎物性參數主要基礎物性參數表 21 苯和甲苯的物理性質項目分子式分子量沸點臨界溫度臨界壓強苯 AC6H678.1180.1288.54833.2甲苯 BC6H5CH392.1

16、3110.6318.574107.7表 22 液相密度 kg/m3溫度8090100110120A815803.9792.5780.3768.9B810800.2790.3780.3770.0表 23 表面力 mN/m溫度8090100110120A21.2720.0618.8517.6616.49B21.6920.5919.9418.4117.31表 24 粘度 LmPa溫度8090100110120A0.3080.2790.2550.2330.215B0.3110.2860.2640.2540.228. . . . - 7 - / 51表 25 汽化熱 kJ/kg溫度80901001101

17、20A394.1386.9379.3371.5363.2B379.9373.8367.6361.2354.62.22.2 精餾塔物料衡算精餾塔物料衡算加料量：F=80Kmol/h 原料組成:XF=0.45 塔頂組成：XD=0.98 塔底組成:XW=0.03 總物料衡算 D+W=80 輕組分(苯)物料衡算 800.45=0.98D+0.03W 聯立兩式可解得 D=35.37kmol/h W=44.63kmol/h平均相對分子質量:=78.110.45+92.141-0.45=85.83kmol FM=78.110.9892.14（1-0.98）=78.39kmol DM=78.110.03+92

18、.141-0.03)=91.12kmolWM故質量流量：= D=35.3778.39h=2772.6543hDDM=W=44.6391.72h=4093.4636hWWM=F=8085.83h=6866.40hFFM質量分率：=Dx9765. 014.92211.789811.7898 同理可得： =0.0255Wx=0.4095,Fx. . . . - 8 - / 512.32.3 各段理論塔板數的計算各段理論塔板數的計算2.3.12.3.1 相對揮發度的計算相對揮發度的計算表 2-6 常壓下苯-甲苯氣液平衡組成與溫度關系苯/%(mol 分率)苯/%(mol 分率)苯/%(mol 分率)液相

19、氣相溫度/液相氣相溫度/液相氣相溫度/00110.639.761.895.280.391.484.48.821.2106.148.971.092.190.395.782.320.050.098.670.085.386.8100.0100.080.2利用表中數據由插值法可求得 tF,tD,tW對于塔頂，XD=0.98 時，有： 得: tD =80.6989581.21009580.281.2Dt同理：對于進料組成 XF=0.45 時，有： 得 tF =91.459.248.989.492.14548.992.1Ft對于塔釜：XW=0.03，有： 得 tW=108.7903110.110.6 16

20、06.80 18.Wt苯甲苯的飽和蒸汽壓可用安托因方程求解，即：Lg=A- 式中：t：物系溫度，單位：0pBtC：飽和蒸汽壓/Kpa，0pA,B,C,Antoine 常數，見如下表：組分ABC苯(A)6.0231206.35220.24甲苯(B)6.0781343.94219.58即：苯-甲苯的安托因方程分別為：oAoB1206.35lg6.032220.241343.94lg6.078219.58ptpt. . . . - 9 - / 51對于塔頂：，則：80.4DtoA1206.35lg6.032103.0480.6220.241343.94lg6.07839.9080.6219.58oA

21、ooBBppKpappKpa103.042.58239.90oAoBpap頂同理塔底：，則：W109.07toA1206.35lg6.032229.09109.07220.241343.94lg6.07897.50109.07219.58oAooBBppKpappKpa229.092.35097.50oAoBpap底相對揮發度2.582 2.3502.463maaa頂底從而得到相平衡方程:x=(1)2.463 1.463yyyy2.3.22.3.2 最小回流比的計算最小回流比的計算最小回流比的確定：43. 11111minFDFDxxxxR操作回流比：R=1.5Rmin=2.15 2.3.32

22、.3.3 精餾塔氣液相負荷精餾塔氣液相負荷精餾段： L=RD=2.1535.37=76.05kmol/hV=(R+1)D=(2.15+1)35.37=111.42kmol/h提餾段： 76.05+0.9980=155.25 kmol/hqFLL111.42+(0.99-1)80=110.62 kmol/hFqVV) 1(. . . . - 10 - / 512.3.42.3.4 操作線方程的確定操作線方程的確定精餾段操作線方程為：12.150.980.680.31112.15 12.15 1DnnnnxRyxxxRR提餾段操作線方程為：11.40.012WnnnWxLyxxVV2.3.52.3

23、.5 精餾塔理論塔板的確定精餾塔理論塔板的確定由于塔頂是全凝器所以有10.98Dyx1110.95212.463 1.463yxy由精餾段操作線方程 y=0.68x+0.31 得 y2=0.9575由平衡線方程可得2220.952142.463 1.463yxy同理可算出如下值：334455667788991010110.9229;0.90140.8740;0.82940.8118;0.73790.7428;0.63650.6770;0.53980.6227;0.45980.5828;0.401290.5497;0.33130.4519;Fyxyxyxyxyxyxyxxyxyx所以第塊為進料板

24、，以下交替使用提餾段操作線方程與相平衡方程：11121213131414151516160.25080.3391;0.17240.2294;0.10780.1390;0.06150.0741;0.03150.0321;0.0133Wyxyxyxyxyxx所以總理論板數為 16 塊（包含再沸器）精餾段理論板數為 8，第 9 塊為進料板，提餾段理論板數為 8（含再沸器） . . . . - 11 - / 512.3.2.3.6 6 板效率的計算：板效率的計算：對于進料，=93.12，由安托因方程可得：Ft1206.35lg6.032148.9493.12220.24ooAAPPKpa1343.94

25、lg6.07860.2693.12219.58ooBBPPKpa148.942.47260.26oAFoBpap，2.582Da 又2.350Wa精餾段的平均相對揮發度12.5822.4722.52722DFaaa提餾段的平均相對揮發度22.3502.4722.41122WFaaa又， 80.6Dt109.07Wt精餾段平均溫度：193.1280.686.8622FDttt提餾段平均溫度：293.12 109.07101.09522FWttt用插法求DFWttt、下苯，甲苯的粘度。Dt=80.6 ，Ft=93.12，Wt=109.07=1t86.862DFtt2101.0952WFttt=86

26、.861tsmPaLL2881. 0,308. 08086.86308. 0279. 08090苯苯0.2909mPas甲苯甲苯LL,308. 08086.86311. 0286. 08090=101.095 mPas2t2526. 0,233. 0110095.101233. 0255. 0110100L苯苯L0.2629 mPas甲苯甲苯LL,254. 0110095.101254. 0264. 0110100. . . . - 12 - / 51精餾段：液相組成 10.7152DFxxx提餾段：液相組成 20.242wFxxx精餾段液相平均粘度：=+（1-）=0.2889 mPas 1苯

27、L1x甲苯L1x提餾段液相平均粘度：=+（1-）=0.2604 mPas 2苯L2x甲苯L2x2.3.72.3.7 實際板數的計算與全塔效率的計算實際板數的計算與全塔效率的計算塔板效率用奧康奈爾公式 0.2450.49 ()TEL計算，其中：-塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發度；L-塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度，mPas。精餾段 : 已知，=0.2889 mPas2.5271所以：=0.5293，,10.2450.49 (2.527 0.2889)TE塊精165293. 08ENTTpN提餾段 : 已知， mPas2.411 20.2604所以： =0.5492，,20.2450.49 (2.

28、411 0.2604)TE塊155492. 08ENNTT提p故全塔所需實際塔板數：(包括再沸器)311516N提精pppNN全塔效率：%61.51%1003116NNEpTT實際進料位置為第 16 塊板，實際塔板數 N=31 塊。 . . . . - 13 - / 51第第三三章章 精精餾餾塔塔主主要要工工藝藝尺尺寸寸的的設設計計3.13.1 精餾塔的工藝條件與有關物性數據的計算精餾塔的工藝條件與有關物性數據的計算3.1.13.1.1 操作操作壓力計算壓力計算塔頂壓強 =101.325kPa，DP每層塔板壓降 P=0.7kPa，進料板壓力 =101.325+160.7=112.525kPa，

29、FP塔底壓力 =101.325+310.7=123.025kPaWP精餾段平均操作壓強 Pm=(101.325+112.525)/2=106.925kPa 提餾段平均操作壓強 Pm=(112.525+123.025)/2=117.775kPa 全塔平均操作壓力106.925 117.775112.352pKPa3.1.3.1.2 2 液相平均表面力計算液相平均表面力計算液相平均表面力計算依公式 Lm=ii 計算表 3-1 液體表面力 1溫度 t ，8090100110120A苯mN/m21.2720.0618.8517.6616.49B甲苯mN/m21.6920.5919.9418.4117.

30、31用插法求DFWttt、下苯，甲苯的表面力。Dt=80.6908080.680,21.624/20.5921.6921.69BDBDmN m. . . . - 14 - / 51908080.680,21.1974/20.0621.2721.27ADADmN m121.1974 0.9821.6241 0.9821.2059/LDmADDBDDxxmN mFt=93.12，1009093.1290,20.4375/18.8520.0620.06AFAFmN m1009093.1290,20.7928/19.9420.5920.59BFBFmN m120.4375 0.4520.79281 0

31、.4520.6329/LFmAFFBFFxxmN mWt= 109.07，110 100109.07 100,19.9293/17.66 18.8518.85AWAWmN m110 100109.07 100,21.3277/18.41 19.9419.94BWBWmN m 119.9293 0.0321.32771 0.0321.2857/LWmAWWBWWxxmN m精餾段液相平均表面力: 1()/ 221.205920.6392 / 220.9194/LmLDmLFmmN m提餾段液相平均表面力：2()/ 220.632921.2857 / 220.9593/LmLFmLWmmN m3.

32、1.33.1.3 熱量衡算熱量衡算加熱介質的選擇選用飽和水蒸氣，溫度 140，工程大氣壓為 3.9atm.原因：水蒸氣清潔易得，不易結垢，不腐蝕管道，飽和水蒸氣冷凝放熱值大，而水蒸氣壓力越高冷凝溫差越大，管程數相應減小，但蒸汽壓力不宜過高。熱量衡算：由上面知道塔頂溫=80.6，=109.07，=93.12DtWtFt由不同溫度下苯和甲苯的摩爾汽化熱公式：Cp=a+bT+cT2. . . . - 15 - / 51查表得，對于苯，a=-1.71,b=0.32477,c=-0.00011058對于甲苯，a=2.41,b=0.391177,c=-0.00013065求得在、下的苯和甲苯的汽化熱（單位

33、：） ，和分別代DtFtwt/()kJkmol K1pC2pC表苯和甲苯的汽化熱。tD=80.6199.43pC/()kJkmol K2138.54pC/()kJkmol K=100.2112(1)pDpDpDCCxCx/()kJkmol K/()kJkmol KtW=109.071137.13pC/()kJkmol K2182.22pC/()kJkmol K=180.8712(1)pWpWpWCCxCx/()kJkmol K=93.12Ft199.43pC/()kJkmol K2138.54pC/()kJkmol K=120.9412(1)PPFPFCCxCx/()kJkmol K=80.6

34、Dt1393.776/rKJKg2379.625/rKJKg12(1)DDrrxrx =393.776 0.98379.625 (1 0.98) =393.49KJ/Kg 塔頂 12(1)DDDMMxMx =78.11 0.9892.14(10.98)78.39/kg kmol（1）0時塔頂氣體上升的焓VQ塔頂以 0為基準，DpDVDQV CtVM . . . . - 16 - / 51111.42 100.21 80.6 111.42 393.49 78.394336756.883/KJ h（2）回流液的焓RQ此為泡點回流，據圖查得此時組成下的泡點，用插法求得回流液組成下txyDt的=80.

35、41,在此溫度下：Dt199.83pC/()kJkmol K2124.38pC/()kJkmol K12(1)ppDpDCCxCx =99.83 0.98 124.38 (1 0.98) =100.32/()kJkmol K （3）76.05 100.32 80.41613474.9078/RPRRQL CtKJ h塔頂餾出液的焓DQ因餾出口與回流口組成一樣，所以100.32/()DpCkJkmol K35.37 100.32 80.6285994.463DDDQL Cpt（4）冷凝器消耗的焓CQ4336756.883613474.9078284994.4633438287.512/CVRDQ

36、QQQkJ h（5）進料口的焓FQ80 120.94 93.12900954.62/FFPFQF CtKJ h（6）塔底殘留液的焓44.63 180.87 109.07880437.9189/WPWWQW CtKJ h（7）再沸器（全塔圍列衡算式）BQ塔釜熱損失為，則10%0.9設再沸器損失能量損，損 Q0.1BQBFCWDQQQQQQ. . . . - 17 - / 51加熱器實際熱負荷0.9BCWDFQQQQQ3702765.27/kJ h4114183.633/BQkJ h表格 3-2 熱量衡算表項目 進料 冷凝器 塔頂餾出液 塔底殘液 再沸器平均比熱kJ/(kmol.K) 120.94

37、 - 100.32 180.87 -熱量 kJ/h 900954.624 3438287.512 285994.463 880437.9189 3702765.273.1.43.1.4 平均摩爾質量的計算平均摩爾質量的計算塔頂平均摩爾質量的計算由,可知： 10.98Dxy10.9521x 1110.98 78.111 0.9892.1478.39/VDmABMy MyMkg kmol1110.9521 78.111 0.952192.1478.78/LDmABMx MxMkg kmol進料板平均摩爾質量的計算由，可知：0.5737Fy 0.45Fx 10.5437 78.111 0.45039

38、2.1484.43/VFmFAFBMy MyMkg kmol10.45 78.111 0.4592.1485.83/LFmFAFBMx MxMkg kmol塔釜平均摩爾質量的計算由,由相平衡方程得:0.03wx 0.0714wy 10.0714 78.111 0.071492.1491.14/VwmwAwBMy MyMkg kmol10.03 78.111 0.9792.1491.72/LwmwAwBMx MxMkg kmol精餾段平均摩爾質量的計算. . . . - 18 - / 5178.3984.4381.41/2VmMkg kmol78.7885.8382.305/2LmMkg kmo

39、l提餾段平均摩爾質量的計算84.4391.1487.785/2VmMkg kmol85.8391.7288.775/2LmMkg kmol3.1.53.1.5 平均密度平均密度計算計算氣相平均密度計算表 3-3 苯和甲苯的不同溫度下密度1溫度 t ，8090100110120L，苯3kg/m815803.9792.5780.3768.9,L甲苯3kg/m810800.2790.3780.3770.0已知混合液密度：1ABLABaa。用插法求得苯，甲苯在Ft,Dt，Wt溫度下的密度。Dt=80.61180908080.6814.334815803.9815LL3/kg m2280908080.6

40、809.412810800.2810LL3/kg m1210.981 0.98814.235DDLL3/kg m93.12Ft . . . . - 19 - / 51111009093.1290800.342792.5803.9803.9LL3/kg m221009093.1290796.642790.3 800.2800.2LL3/kg m1210.451 0.45798.303FFLL3/kg mWt=109.0711100 110100 109.07781.435792.5780.3792.5LL3/kg m22100 110100 109.07781.23790.3780.3790.3

41、LL3/kg m1210.031 0.03781.236WWLL3/kg m所以精餾段:1806.2692FDL3/kg m提餾段2789.7702FwL3/kg m氣相平均密度計算由理想氣體狀態方程計算,即精餾段 3106.925 81.412.91/8.31486.86273.15mVmVmmMkg mR提餾段3117.775 87.7853.32/8.314101.095273.15mVmVmmMkg mR（1）精餾段的氣液體積流率： 由精餾段的氣液負荷：V=111.42Kmol/h, L=76.05Kmol/h 可得：33111.42 81.410.866/36003600 2.917

42、6.05 82.3050.002154/36003600 806.269VmLmMsvmMsLmVVmsLLms. . . . - 20 - / 51（2）提餾段的氣液體積流率： 由提餾段的氣液負荷：V=110.62Kmol/h L=155.25Kmol/h 可得 ： 33110.62 87.7850.801/36003600 3.32155.25 88.7750.004848/36003600 789.770VmLmMsvmMsLmVVmsLLms3.23.2 塔體工藝尺寸的計算塔體工藝尺寸的計算3.2.3.2.1 1 精餾塔塔徑的計算精餾塔塔徑的計算（1）精餾段塔徑 D 的計算選板間距=0

43、.40m，取板上液層高度 =0.06m ，故=0.34mTHlhTHlh11220.002154 806.269()()0.0410.8662.91LVLsVs查化工原理課程設計得 ，C20=0.078依式校正到物系力為 20.9194mN/m 時的 C：2 . 020)20(CC 0.20.220max20.9194()0.078 ()0.07872020806.2692.910.07871.3075/2.91LLVVCCUCm s取安全系數為 0.70 =0.70=1.30750.70=0.916m/sumaxu則精餾段塔徑 D=44 0.8661.103.14 0.916sVmU按標準塔

44、經圓整為 D=1.2m則精餾段塔截面積為 AT=222(1.2)1.13144Dm 實際空塔氣速為 U=0.8660.766/1.131sTVm sA（2）提餾段塔徑 D 的計算：選板間距=0.40m，取板上液層高度 =0.06m ，故=0.34mTHlhTHlh. . . . - 21 - / 5111220.004848 789.770()()0.09330.8013.32SLVLVs查化工原理課程設計得 ，C20=0.072 依式校正到物系力為 20.9593mN/m 時的 C：2 . 020)20(CC 0.20.220max20.9593()0.072 ()0.07272020789

45、.7703.320.07271.1189/3.32LCCUm s取安全系數為 0.70 =0.70=1.11890.70=0.7832m/s umaxu提餾段塔徑 D=44 0.8011.143.14 0.7832sVmU按標準塔經圓整為 D=1.2m提餾段塔截面積為 At=222(1.2)1.13144Dm實際空塔氣速為U=0.8010.708/1.131m s3.2.23.2.2 精餾塔有效塔高的計算精餾塔有效塔高的計算（1）精餾段有效塔高的計算 Z精=（N精-1） HT=(16-1)0.40=6.0m（2）提餾段有效塔高的計算 Z提（N提1） HT=(15-1)0.40=5.6m選取進料

46、板上方、精餾段一處與提餾段一處各留一人孔且人孔高度 h=0.8m所以可知精餾塔有效塔高： Z=Z精+Z提+3h=6+5.6+3*0.8=14m. . . . - 22 - / 513.33.3 塔板工藝尺寸的計算塔板工藝尺寸的計算3.3.13.3.1 溢流裝置的設計溢流裝置的設計由精餾段塔徑 D=1.2m 則溢流裝置可采用單溢流，弓型降液管，平行受液盤與平直溢流堰，不設進口堰。各項計算如下：（1（溢流堰長 =0.70D=0.701.2=0.84mwl（2（出口堰高 h=h -hwlow式中 ：h 板上液層高，取 0.06ml h板上方液頭高度ow選用平行堰，則堰上液頭高度可由下式計算：3/21

47、00084. 2whowlLEh式中溢流收縮系數 E 可近似取為 1對于精餾段：232.843600 0.0021541 ()0.01210000.84owhm 所以出口堰高：h=0.06-0.0012=0.048mw對于提餾段：232.843600 0.0048481 ()0.02110000.84owhm 出口堰高：h=0.06-0.021=0.039mw（3（降液管的寬度 Wd與降液管的面積 Af由 查圖得 Wd/D=0.151，Af/AT=0.09470. 0Dlw故 Wd=0.1511.2=0.1812m Af=0.0941.131=0.1063m2（4（計算液體在降液管中停留時間以

48、檢驗降液管面積,即精餾段：0.1063 3600 0.4019.7450.002154 3600fTsAHssL. . . . - 23 - / 51提餾段：0.1063 3600 0.408.7750.004848 3600fTsAHssL 故降液管設計符合要求。（5（降液管底隙高度 h 的計算0取液體通過降液管底隙的流速，則降液管底隙高度 h 可依下式計算：smu/11. 000對于精餾段: 000.002154 36000.02336003600 0.84 0.11hwLhlu故有00.0480.0230.0230.012whhmm對于提餾段：00.004848 36000.023360

49、0 0.84 0.25hm所以可知降液底隙高度設計合乎要求，且選用凹形受液盤深度為 50mm。3.3.23.3.2 浮閥布置設計浮閥布置設計浮閥的形式很多，如 F1 型、十字架型、V-4 型、A 型、V-O 型等，目前應用最廣泛的是 F1 型（相當于國外 V-1 型） 。F1 型又分為重閥（代號為 Z）和輕閥(代號為 Q)兩種，分別由不同厚度薄板沖壓而成，前者重約 32 克，最為常用；后者阻力略小，操作穩定性也略差，適用于處理量大并要求阻力小的系統，如減壓塔。V-4 型基本上和 F1 型一樣，除采用輕閥外，其區別僅在于將塔板上的閥孔制成向下彎的文丘里型以減小氣體通過閥孔阻力，主要用于減壓塔。兩

50、種形式閥孔的直徑 d0均為 39mm。閥孔一般按正三角形排列，常用中心距有 75、100、125、150mm 等幾種，它又分為順排和錯排兩種，通常認為錯排時兩相接觸情況較好，采用較多。對于大塔，當采用分塊式結構時，不便于錯排，閥孔也可按等腰三角形排列。此時多固定底邊尺寸 B,例如 B 為70、75、80、90、100、110mm 等。如果塔氣相流量變化圍大，可采用一排重閥一排輕閥方式相間排列，以提高塔的操作彈性。當氣體流量已知時，由于閥孔直徑給定，因而塔板上浮閥的數目 N 即浮閥數就取決于閥孔的氣速,并可按下式求得：0u2004SVnd u 閥孔的氣速常根據閥孔的動能因子來確定。反映密度為的氣

51、體0u00VFu0FV. . . . - 24 - / 51以速度通過閥孔時動能的大小。綜合考慮對塔板效率、壓力降和生產能力等的影響，0u0F根據經驗可取=812，即閥孔剛全開時比較適宜，由此可知適宜的閥孔氣速為0F00VFu板分塊因 D=1200mm800mm，故采用分塊塔板，以便通過人孔裝拆塔板。邊緣安定區寬度的確定取 WS =0.07m WC=0.050m浮閥數目，閥孔排列與塔板布置預選取發空功能因子 F0=12精餾段：0101127.03/2.91vFum s每層塔板上的浮閥數目22000.8661040.785 (0.039)7.034sVNd u個其中 R=D/2WC=1.2/20

52、.05=0.55m x=D/2（Wd+WS）=1.2/2（0.1812+0.07）=0.349m222120.34920.3490.550.349)0.55sin)1800.550.71ppAAm（）（）則計算得浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距 t=75mm 估算排列間距0.7191104 0.075AatmmNt若考慮到塔直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡面積，因此排列間距不宜采用 91mm，而應小些，故取，按 t=75mm, 65tmm以等腰三角形叉排作圖，排得浮閥數 120 個。65tmm按 N=120 個重新核算孔速和閥孔動能因子0

53、120.8666.04/0.0391204um s 閥孔動能因子變化不大，仍在 913 之012.91 6.0410.30F. . . . - 25 - / 51塔板開孔率=010.766100%12.68%6.04uu提餾段：取閥孔動能因子012F 0022126.59/3.32vFum s每層塔板上的浮閥數目2220020.8011020.785 (0.039)6.594sVNd u個浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距 t=75mm 估算排列間距0.7193102 0.075AatmmNt故取，按 t=75mm, 以等腰三角形叉排作圖，排得浮閥數 122 個。80tmm8

54、0tmm按 N=122 個重新核算孔速和閥孔動能因子0220.8015.50/0.0391224um s 閥孔動能因子變化不大，仍在 913 之013.325.5010.02F塔板開孔率=020.708100%12.87%5.50uu3.3.33.3.3 浮閥板流體力學驗算浮閥板流體力學驗算（1）氣相通過浮閥塔板的靜壓頭降hhhhlcp精餾段：干板阻力 11.825173.15.85/2.91ocUm s因為,11oocUU221117.032.915.345.340.04922 9.8806.269ovcLUhmg板上漏層阻力 即塔板上含氣液層靜壓頭降. . . . - 26 - / 51選

55、充氣因數 0=0.5=0.50.06=0.03m1Lh0lh液體表面力造成的靜壓頭降對浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面力阻力很小，計算時一般可以忽略。h所以氣體通過浮閥塔板的靜壓頭=0.049+0.03=0.079m111lcphhh換算成單板壓降 PaPaghPLpP70021.6248 . 9269.806079. 0111提餾段：干板阻力 11.825273.15.44/3.32ocUm s因為,22oocUU2222226.593.325.345.340.0522 9.8789.770ovcLUhmg板上漏層阻力 即塔板上含氣液層靜壓頭降選充氣因數 0=0.5=0.50.06=0.03mL

56、h0lh液體表面力造成的靜壓頭降對浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面力阻力很小，計算時一般可以忽略。h所以氣體通過浮閥塔板的靜壓頭=0.05+0.03=0.08m222lcphhh換算成單板壓降 PaPaghPLpP70018.6198 . 9770.78908. 0222（二）淹塔防止淹塔現象發生，要求控制降液管中的清液層高度()dTwHHh dpldHhhh1.精餾段 單層氣體通過塔板的壓降相當于液柱， 110.079phm液體通過降液管的靜壓頭降dh因不設進口堰，所以可用式20153. 0hLLhwsd式中00.002154 ,0.84 ,0.028swlm lm hm. . . . - 27

57、 - / 5120.0021540.1530.00130.84 0.028dhm板上液層高度：hL=0.06m,10.0790.00130.060.14030.5,0.40 ,0.048dTwHmHm hm取已選定()0.5 (0.400.048)0.224TwHhm從而可知，符合防止淹塔的要求。)(wTdhHH（2）提餾段： 單層氣體通過塔板的壓降相當于液柱120.08phm液體通過降液管的靜壓頭降dh因不設進口堰，所以可用式20153. 0hLLhwsd式中00.004848 ,0.84 ,0.028swlm lm hm20.0048480.1530.00650.84 0.028dhm板上

58、液層高度：hL=0.06m20.080.00650.060.14650.5,0.40 ,0.038dTwHmHm hm取已選定()0.5 (0.400.039)0.22TwHhm從而可知，符合防止液泛的要求)(wTdhHH（三）霧沫夾帶量計算Ve精餾段：判斷霧沫夾帶量是否在小于 10%的合理圍，是通過計算泛點率 F1來完成的。泛點率Ve. . . . - 28 - / 51%10036. 11pFLsGLGsAKcZLVF塔板上液體流程長度21.22 0.18120.8376LZDwdm 塔板上液流面積221.131 2 0.10630.9184pTfAAAm 苯和甲苯混合液可按正常物系處理，

59、取物性系數 K 值，K=1.0,在從泛點負荷因數圖中查得負荷因數 CF=0.129,將以上數值 分別代入上式，得泛點率 F1為12.910.8661.36 0.002154 0.8376806.2692.91100%46.06%1 0.129 0.9184F為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在 80%以下。從以上計算的結果可知，其泛點率都低于 80%，所以霧沫夾帶量能滿足800mm,故裙座壁厚取 16mm。D基礎環徑： =(1200+216)-0.2103=1032mm 1d基礎環外徑： =(1200+216)+0.2103=1432mm 2d 圓整：，；基礎環厚度，考慮到腐蝕余量取 1

60、6mm； 1200biDmm01600bDmm 考慮到再沸器，裙座高度取 3m，地角螺栓直徑取 M30.4.1.84.1.8 人孔的設計人孔的設計人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設置應便于人進出任何一層塔板。由于設置人孔處塔間距離大，且人孔設備過多會使制造時塔體的彎曲度難以達到要求，一般每隔 6-8 塊板開設一個孔，本塔開設三個人孔即可。在設置人孔處，每個人孔直徑為450mm，板間距為 600mm,人孔深入塔部應與塔壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓。. . . . - 36 - / 514 4. .1 1. .9 9 法法蘭蘭由于近似常壓操作，所有法蘭均采用標準管法蘭，帶頸平焊鋼管法蘭，