1、 .DOC資料. 化工原理課程設(shè)計(jì)之甲苯精餾塔設(shè)計(jì)作者：日期：資料前 言化工原理課程設(shè)計(jì)是培養(yǎng)學(xué)生化工設(shè)計(jì)能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié)，通過課程設(shè)計(jì)使我們初步掌握化工設(shè)計(jì)的基礎(chǔ)知識(shí)、設(shè)計(jì)原則及方法；學(xué)會(huì)各種手冊的使用方法及物理性質(zhì)、化學(xué)性質(zhì)的查找方法和技巧；掌握各種結(jié)果的校核，能畫出工藝流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形。在設(shè)計(jì)過程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產(chǎn)上的安全性、經(jīng)濟(jì)合理性。化工生產(chǎn)常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝達(dá)到輕重組分分離的方法。塔設(shè)備一般分為階躍接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者

2、的代表則為填料塔。篩板塔和泡罩塔相比較具有下列特點(diǎn)：生產(chǎn)能力大于10.5%，板效率提高產(chǎn)量15%左右；而壓降可降低30%左右；另外篩板塔結(jié)構(gòu)簡單，消耗金屬少，塔板的造價(jià)可減少40%左右；安裝容易，也便于清理檢修。本次課程設(shè)計(jì)為年處理含苯質(zhì)量分?jǐn)?shù)36%的苯-甲苯混合液4萬噸的篩板精餾塔設(shè)計(jì)，塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。它可使氣(或汽)液或液液兩相之間進(jìn)行緊密接觸，達(dá)到相際傳質(zhì)及傳熱的目的。在設(shè)計(jì)過程中應(yīng)考慮到設(shè)計(jì)的精餾塔具有較大的生產(chǎn)能力滿足工藝要求，另外還要有一定的潛力。節(jié)省能源，綜合利用余熱。經(jīng)濟(jì)合理，冷卻水進(jìn)出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量。另一方面影響到所需傳熱面積的

3、大小。即對操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用均有影響，因此設(shè)計(jì)是否合理的利用熱能R等直接關(guān)系到生產(chǎn)過程的經(jīng)濟(jì)問題。目錄TOC o 1-3 h u HYPERLINK l _Toc32258 第一章 緒論 PAGEREF _Toc32258 1 HYPERLINK l _Toc15714 1.1 精餾條件的確定 PAGEREF _Toc15714 1 HYPERLINK l _Toc18634 1.1.1 精餾的加熱方式 PAGEREF _Toc18634 1 HYPERLINK l _Toc5037 1.1.2 精餾的進(jìn)料狀態(tài) PAGEREF _Toc5037 1 HYPERLINK l _Toc20127

4、1.1.3 精餾的操作壓力 PAGEREF _Toc20127 1 HYPERLINK l _Toc25124 1.2 確定設(shè)計(jì)方案 PAGEREF _Toc25124 1 HYPERLINK l _Toc21746 1.2.1 工藝和操作的要求 PAGEREF _Toc21746 2 HYPERLINK l _Toc17700 1.2.2 滿足經(jīng)濟(jì)上的要求 PAGEREF _Toc17700 2 HYPERLINK l _Toc26798 1.2.3 保證安全生產(chǎn) PAGEREF _Toc26798 2 HYPERLINK l _Toc30689 第二章 設(shè)計(jì)計(jì)算 PAGEREF _Toc3

5、0689 3 HYPERLINK l _Toc6724 2.1 設(shè)計(jì)方案的確定 PAGEREF _Toc6724 3 HYPERLINK l _Toc19153 2.2 精餾塔的物料衡算 PAGEREF _Toc19153 3 HYPERLINK l _Toc6908 2.2.1 原料液進(jìn)料量、塔頂、塔底摩爾分率 PAGEREF _Toc6908 3 HYPERLINK l _Toc19004 2.2.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 PAGEREF _Toc19004 3 HYPERLINK l _Toc19878 2.2.3 物料衡算 PAGEREF _Toc19878 3 HYP

6、ERLINK l _Toc32404 2.3 塔板計(jì)算 PAGEREF _Toc32404 4 HYPERLINK l _Toc15425 2.3.1 理論板數(shù)NT的求取 PAGEREF _Toc15425 4 HYPERLINK l _Toc20163 2.3.2 全塔效率的計(jì)算 PAGEREF _Toc20163 6 HYPERLINK l _Toc26363 2.3.3 求實(shí)際板數(shù) PAGEREF _Toc26363 7 HYPERLINK l _Toc24072 2.3.4 有效塔高的計(jì)算 PAGEREF _Toc24072 7 HYPERLINK l _Toc27896 2.4 精餾

7、塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 PAGEREF _Toc27896 8 HYPERLINK l _Toc2643 2.4.1 操作壓力的計(jì)算 PAGEREF _Toc2643 8 HYPERLINK l _Toc8302 2.4.2 操作溫度的計(jì)算 PAGEREF _Toc8302 8 HYPERLINK l _Toc28038 2.4.3 平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 PAGEREF _Toc28038 8 HYPERLINK l _Toc2617 2.4.4 平均密度的計(jì)算 PAGEREF _Toc2617 10 HYPERLINK l _Toc20893 2.4.5 液體平均表面張力的計(jì)算 PA

8、GEREF _Toc20893 11 HYPERLINK l _Toc26281 2.4.6 液體平均黏度的計(jì)算 PAGEREF _Toc26281 12 HYPERLINK l _Toc23243 2.4.7 氣液負(fù)荷計(jì)算 PAGEREF _Toc23243 13 HYPERLINK l _Toc17857 2.5 塔徑的計(jì)算 PAGEREF _Toc17857 13 HYPERLINK l _Toc19258 2.6 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 PAGEREF _Toc19258 15 HYPERLINK l _Toc21104 2.6.1 溢流裝置計(jì)算 PAGEREF _Toc21104 1

9、5 HYPERLINK l _Toc30177 2.6.2 塔板布置 PAGEREF _Toc30177 18 HYPERLINK l _Toc8326 2.7 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降 PAGEREF _Toc8326 19 HYPERLINK l _Toc24859 2.7.1 精餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降 PAGEREF _Toc24859 19 HYPERLINK l _Toc8061 2.7.2 提餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降 PAGEREF _Toc8061 21 HYPERLINK l _Toc24289 2.8 塔板負(fù)荷性能圖 PAGEREF _Toc24289 23

10、HYPERLINK l _Toc72 2.81 精餾段塔板負(fù)荷性能圖 PAGEREF _Toc72 23 HYPERLINK l _Toc20430 2.82 提餾段塔板負(fù)荷性能圖 PAGEREF _Toc20430 26 HYPERLINK l _Toc3774 第三章 設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表 PAGEREF _Toc3774 30 HYPERLINK l _Toc12123 第四章 板式塔結(jié)構(gòu) PAGEREF _Toc12123 31 HYPERLINK l _Toc17257 4.1 塔頂空間 PAGEREF _Toc17257 31 HYPERLINK l _Toc15100 4.2 塔底空間

11、 PAGEREF _Toc15100 31 HYPERLINK l _Toc14525 4.3 人孔 PAGEREF _Toc14525 31 HYPERLINK l _Toc21240 4.4 塔高 PAGEREF _Toc21240 31 HYPERLINK l _Toc18174 第五章 致謝 PAGEREF _Toc18174 34 HYPERLINK l _Toc27447 參考文獻(xiàn) PAGEREF _Toc27447 35緒論1.1 精餾條件的確定本精餾方案適用于工業(yè)生產(chǎn)中苯-甲苯溶液二元物系中進(jìn)行苯的提純。精餾塔苯塔的產(chǎn)品要求純度很高，而且要求塔頂、塔底產(chǎn)品同時(shí)合格，普通的精餾溫

12、度控制遠(yuǎn)遠(yuǎn)達(dá)不到這個(gè)要求。故在實(shí)際生產(chǎn)過程控制中只有采用靈敏板控制才能達(dá)到要求。故苯塔采用溫差控制。1.1.1 精餾的加熱方式蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時(shí)也可采用直接蒸汽加熱。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍有增加。采用直接蒸汽加熱時(shí)，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。1.1.2 精餾的進(jìn)料狀態(tài) 進(jìn)料狀態(tài)直接影響到進(jìn)料線（q線）、操作線和平衡關(guān)系的相對位置，對整個(gè)塔的熱量衡算也有很大的影響。和泡點(diǎn)進(jìn)料相比：若采用冷進(jìn)

13、料，在分離要求一定的條件下所需理論板數(shù)少，不需預(yù)熱器，但塔釜熱負(fù)荷（一般需采用直接蒸汽加熱）從總熱量看基本平衡，但進(jìn)料溫度波動(dòng)較大，操作不易控制；若采用露點(diǎn)進(jìn)料，則在分離要求一定的條件下，所需理論板數(shù)多，進(jìn)料前預(yù)熱器負(fù)荷大，能耗大，同時(shí)精餾段與提餾段上升蒸汽量變化較大，操作不易控制，受外界條件影響大。泡點(diǎn)進(jìn)料介于二者之間，最大的優(yōu)點(diǎn)在于受外界干擾小，塔內(nèi)精餾段、提餾段上升蒸汽量變化較小，便于設(shè)計(jì)、制造和操作控制。故此設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料。1.1.3 精餾的操作壓力精餾操作在常壓下進(jìn)行，因?yàn)楸椒悬c(diǎn)低，適合于在常壓下操作而不需要進(jìn)行減壓操作或加壓操作。同時(shí)苯物系在高溫下不易發(fā)生分解、聚合等變質(zhì)反應(yīng)且為

14、液體（不是混合氣體）。所以，不必要用加壓或減壓精餾。另一方面，加壓或減壓精餾能量消耗大，在常壓下能操作的物系一般不用加壓或減壓精餾。1.2 確定設(shè)計(jì)方案確定設(shè)計(jì)方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學(xué)技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)上最先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點(diǎn)：1.2.1 工藝和操作的要求所設(shè)計(jì)出來的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達(dá)到任務(wù)規(guī)定的要求，而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應(yīng)的措施。其次所定的設(shè)計(jì)方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng)能在一定范圍內(nèi)進(jìn)行調(diào)節(jié)，必要時(shí)傳熱量也

15、可進(jìn)行調(diào)整。因此，在必要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計(jì)算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時(shí)，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動(dòng)。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計(jì)、壓強(qiáng)計(jì)，流量計(jì)等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應(yīng)措施。1.2.2 滿足經(jīng)濟(jì)上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建費(fèi)用。如前所述在蒸餾過程中如能適當(dāng)?shù)乩盟敗⑺椎膹U熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)都有影響。同樣，回流比的大小對操作費(fèi)和設(shè)

16、備費(fèi)也有很大影響。1.2.3 保證安全生產(chǎn)例如苯屬有毒物料，不能讓其蒸汽彌漫車間。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會(huì)使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項(xiàng)原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設(shè)計(jì)中，對第一個(gè)原則應(yīng)作較多的考慮，對第二個(gè)原則只作定性的考慮，而對第三個(gè)原則只要求作一般的考慮。第二章 設(shè)計(jì)計(jì)算2.1 設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾流程，飽和液體進(jìn)料。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。該物系屬于易分離物系，最小回流比比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用飽和蒸汽間接加熱，

17、塔底產(chǎn)品冷卻后送至儲(chǔ)罐。2.2 精餾塔的物料衡算2.2.1 原料液進(jìn)料量、塔頂、塔底摩爾分率 （生產(chǎn)能力）進(jìn)料量：F=85000t/年 苯的摩爾質(zhì)量 MA=78.11Kg/mol 甲苯的摩爾質(zhì)量 MB=92.13Kg/mol 2.2.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 2.2.3 物料衡算 原料處理量 總物料衡算 F=D+W=137kmol/h 苯物料衡算 聯(lián)立解得： D=59.43Kmol/h W=77.57Kmol/h2.3 塔板計(jì)算2.3.1 理論板數(shù)NT的求取相對揮發(fā)度的求取查 溫度-組成 圖得td=80 tw=92.6（由表2）當(dāng)取td=80時(shí) 當(dāng)取 td=92.6時(shí) ， (2

18、)最小回流比的求取由于是飽和液體進(jìn)料，有q=1，q線為一垂直線，故，根據(jù)相平衡方程有最小回流比為對于平衡曲線不正常情況下，取回流比R=(1.1-2)Rmin R=1.5Rmin=2.16精餾塔的氣、液相負(fù)荷 (4)操作線方程精餾段操作線方程 提餾段操作線方程 (5)逐板法求理論板數(shù)計(jì)算過程如下相平衡方程 即 變形得： 精餾段操作線方程 提餾段操作線方程 用精餾段操作線和相平衡方程進(jìn)行逐板計(jì)算： 故精餾段理論板數(shù)n=7用提餾段操作線和相平衡方程繼續(xù)逐板計(jì)算： 故提餾段理論板數(shù)n=8（不包括再沸器）2.3.2 全塔效率的計(jì)算由 td=80 tw=92.6計(jì)算出 tm=93.5 根據(jù)表6分別查得苯、

19、甲苯在平均溫度下的粘度內(nèi)差法計(jì)算出 ，平均粘度由公式，得根據(jù)奧康奈爾（Oconnell）公式計(jì)算全塔效率 2.3.3 求實(shí)際板數(shù)精餾段實(shí)際板層數(shù)提餾段實(shí)際板層數(shù)全塔共有塔板28塊，進(jìn)料板在第14塊板。2.3.4 有效塔高的計(jì)算精餾段有效塔高提餾段有效塔高在精餾段和提餾段各設(shè)人孔一個(gè)，高度為600mm,故有效塔高2.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算2.4.1 操作壓力的計(jì)算塔頂操作壓力P101.3 kPa每層塔板壓降 P0.7 kPa進(jìn)料板壓力101.3+0.713110.4kPa塔底操作壓力=101.3+0.715111.8kPa精餾段平均壓力（101.3+110.4）/2105.85

20、 kPa提餾段平均壓力=（110.4+111.8）/2 =111.1kPa2.4.2 操作溫度的計(jì)算80 精餾段平均溫度=（ 80+92.6）/2 = 86.3提餾段平均溫度=（92.6+107）/2 =99.82.4.3 平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由,得x1=0.959進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由上面理論板的算法，得0.654， 0.43塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由 =0.01,由相平衡方程，得=0.026 精餾段平均摩爾質(zhì)量 提餾段平均摩爾質(zhì)量2.4.4 平均密度的計(jì)算氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，精餾段的平均氣相密度即 提餾段的平均氣相密度液相平均密度計(jì)算 液相平均密度

21、依下式計(jì)算，即 由tD80，查手冊得 塔頂液相的質(zhì)量分率 求得 得 由tf92.06，查共線圖得 塔頂液相的質(zhì)量分率 求得 得 c.塔底液相平均密度的計(jì)算 由tw107， 塔頂液相的質(zhì)量分率 得 精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為2.4.5 液體平均表面張力的計(jì)算由公式：a.塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由 tD80，查手冊 b.進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算 由tF92.06，查共線圖得 c.塔底液相平均表面張力的計(jì)算 由tw107，查共線圖得 精餾段液相平均表面張力為 提餾段液相平均表面張力為2.4.6 液體平均黏度的計(jì)算由公式：及查手冊得塔頂液相平均黏度的計(jì)算由 tD80，查共線圖得

22、 進(jìn)料板液相平均黏度的計(jì)算由tF92.06，查共線圖得 塔底液相平均黏度的計(jì)算由tw107，查共線圖得 精餾段液相平均黏度為 提餾段液相平均黏度為2.4.7 氣液負(fù)荷計(jì)算精餾段：提餾段： 2.5 塔徑的計(jì)算塔板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)。可參照下表所示經(jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。 表2.1 板間距與塔徑關(guān)系塔徑DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距HT，mm200300250350300450350600400600對精餾段：初選板間距，取板上液層高度， ；查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得C20=0.070；依式校

23、正物系表面張力為可取安全系數(shù)為0.7，則（安全系數(shù)0.60.8）， 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為1.6m,則空塔氣速0.73m/s。對提餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得C20=0.065；依式校正物系表面張力為可取安全系數(shù)為0.7，則（安全系數(shù)0.60.8），故 按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為2.0m,則空塔氣速0.46m/s。將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定，對于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設(shè)計(jì)塔的時(shí)候塔徑取2m。2.6 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算2.6.1 溢流裝置計(jì)算 精餾段 因塔徑D2m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項(xiàng)計(jì)算如

24、下：a)溢流堰長：單溢流區(qū)=（0.60.8）D，取堰長為=0.60D=0.602.0=1.2mb)出口堰高： ， 查液流收縮系數(shù)計(jì)算圖可以 圖2.1液流收縮系數(shù)計(jì)算圖查得E=1.04,則故 c)降液管的寬度與降液管的面積：由查弓形降液管的寬度與面積圖圖2.2弓形降液管的寬度與面積， 利用計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（0.070.25m/s）依式滿足條件，故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理e)受液盤采用平行形受液盤，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為60mm提餾段 因塔徑D2m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項(xiàng)計(jì)算如

25、下： a)溢流堰長：單溢流區(qū)lW=（0.60.8）D，取堰長為0.60D=0.602.0=1.2m b)出口堰高： ， 查液流收縮系數(shù)計(jì)算圖可以得到液流收縮系數(shù)E。 查得E=1.04,則故 c)降液管的寬度與降液管的面積：由查弓形降液管的寬度與面積圖可得， ， 利用計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，d)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（0.070.25m/s）滿足條件，故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理e)受液盤采用平行形受液盤，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為60mm2.6.2 塔板布置 a)塔板的分塊 因D1200mm，故塔板采用分塊式。塔極分為4塊。對精餾段：取邊緣區(qū)寬度由于小塔邊緣區(qū)寬度取

26、3050mm所以這里取安定區(qū)寬度由于D=1.2m1.5m故 b)開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積， 篩孔數(shù)與開孔率：本例所處理是物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩板直徑，篩孔按正三角形排列取孔中心距t為則每層板上的開孔面積為 氣體通過篩孔的氣速為：2.7 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降2.7.1 精餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降(1) 干板阻力計(jì)算。干板阻力由下式計(jì)算： 由，查篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖圖2.3得液柱(2) 氣體通過液層的阻力計(jì)算。氣體通過液層的阻力由下式計(jì)算，即 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得。故。(3) 液體表面張力的阻力計(jì)算。液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由下式計(jì)算，即：氣體通過每層塔板的液柱高度按下式計(jì)

27、算：氣體通過每層塔板的壓降為：(2) 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。(3) 溢流液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從下式所表示的關(guān)系，即： 塔板不設(shè)進(jìn)口堰 則苯甲苯物系屬一般物系，取，則：所以設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象(4) 霧沫夾帶霧沫夾帶按下式計(jì)算：故液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)。(5) 漏液對篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由以下公式計(jì)算：穩(wěn)定系數(shù)為故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。2.7.2 提餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降(1)干板阻力計(jì)算。干板阻力由下式計(jì)算：，查篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖得氣體通過液層的阻力計(jì)算。 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得。 故。液體表

28、面張力的阻力計(jì)算。 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由下式計(jì)算，即： 氣體通過每層塔板的液柱高度按下式計(jì)算： 氣體通過每層塔板的壓降為： (2) 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。(3) 溢流液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從下式所表示的關(guān)系，即：塔板不設(shè)進(jìn)口堰 則苯甲苯物系屬一般物系，取，則：所以設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象(4) 霧沫夾帶霧沫夾帶按下式計(jì)算：故液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)。(5) 漏液對篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由以下公式計(jì)算：穩(wěn)定系數(shù)為故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。2.8 塔板負(fù)荷性能圖2.81 精餾段塔板負(fù)荷性能圖(1)漏液線, ， 得

29、：整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表表2.2 漏液線計(jì)算結(jié)果 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01 1.22 1.24 1.254 1.27 1.32由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1(2)霧沫夾帶線為限，：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表表2.3 霧沫夾帶線計(jì)算結(jié)果 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01 4.001 3.89 3.79 3.696 3.361由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2(3)液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn):據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3(4

30、)液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。(5)液泛線由E=1.04,.得：，代入整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表2.4。 表2.4Ls /(m3/s) 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01Vs /(m3/s)9.74 9.46 9.13 8.817.18 圖2.4 精餾段負(fù)荷性能圖2.82 提餾段塔板負(fù)荷性能圖(1)漏液線, ， 整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表2.5 漏液線計(jì)算結(jié)果 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01

31、0.92 0.92 0.93 0.94 0.80 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1(2)霧沫夾帶線以，求：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表表2.6 液沫夾帶線計(jì)算結(jié)果 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01 3.626 3.527 3.436 3.357 3.04 由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2(3)液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn):據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3(4)液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。(5)液泛線由E=1.04,=1.2得：，代入整

32、理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表 表2.7 Ls/(m/s) 0.0030.0040.0050.0060.01 Vs /(m/s)12.412.2812.1712.0611.66設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表項(xiàng)目符號單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提留段各段平均壓強(qiáng)PmkPa105.85111.1各段平均溫度tm86.399.8平均流量氣相VSm3/s 1.471.46液相LSm3/s0.0360.086實(shí)際塔板數(shù)N塊78板間距HTm0.400.40塔的有效高度Zm4.85.6塔徑Dm22空塔氣速um/s0.730.46塔板液流形式單流型單流型溢流管型式弓形弓形堰長lwm1.21.2

33、堰高h(yuǎn)wm0.0460.04溢流堰寬度Wdm0.1980.198管底與受業(yè)盤距離hom0.03750.09板上清液層高度hLm0.060.06孔徑domm5.05.0孔間距tmm2020孔數(shù)n個(gè)72197219開孔面積m20.1420.142篩孔氣速uom/s10.3510.35塔板壓降hPkPa0.5250.540液體在降液管中停留時(shí)間s5.265.26降液管內(nèi)清液層高度Hdm0.1270.13霧沫夾帶kg液/kg氣0.007320.00657負(fù)荷上限霧沫夾帶控制霧沫夾帶控制負(fù)荷下限漏液控制漏液控制第四章 板式塔結(jié)構(gòu)板式塔內(nèi)部裝有塔板、降液管、各物流的進(jìn)出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附

34、屬裝置。除一般塔板按設(shè)計(jì)板間距安裝外，其他處根據(jù)需要決定其間距。4.1 塔頂空間塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，此段遠(yuǎn)高于板間距（甚至高出一倍以上），本塔塔頂空間取4.2 塔底空間塔底空間指塔內(nèi)最下層塔底間距。其值由如下兩個(gè)因素決定。塔底駐液空間依貯存液量停留35min或更長時(shí)間（易結(jié)焦物料可縮短停留時(shí)間）而定。塔底液面至最下層塔板之間要有12m的間距，大塔可大于此值。本塔取4.3 人孔一般每隔68層塔板設(shè)一人孔。設(shè)人孔處的板間距等于或大于600mm，人孔直徑一般為450500mm，其伸出塔體得筒體長為200250mm，人孔中心距操作平臺(tái)約8001200mm

35、。本塔設(shè)計(jì)每7塊板設(shè)一個(gè)人孔，共兩個(gè)，即4.4 塔高 故全塔高為14.5m，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在較低位置安置，所以裙座取了較小的1.5m。主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量M沸點(diǎn)（）臨界溫度tC（）臨界壓強(qiáng)PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.7表2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105105,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240kPa40.046.054.063.374.386.0101、33表3 常溫下苯甲苯氣

36、液平衡數(shù)據(jù)（2：例11附表2）溫度80.1859095100105液相中苯的摩爾分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩爾分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表4 純組分的表面張力(1：附錄圖7)溫度8090100110120苯 甲苯 21.27 21.6920.0620.5918.8519.9417.6618.4116.4917.31表5 組分的液相密度(1：附錄圖8)溫度()8090100110120苯,kg/815803.9792.5780.3768.9甲苯,kg/810800.2790.3780.3770表6 液體粘度（1：）溫度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228表7常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945