1、第一節 設計方案簡介 一：設計方案的論證1蒸餾-是分離液體混合物的典型單元操作。它是通過加熱造成氣.液兩相物系，利用物系中各組分揮發度的不同的特性以實現分離的目的。2蒸餾分離特點:第7節 一般蒸餾過程流程簡單;第8節 蒸餾分離應用范圍廣泛，歷史悠久;第9節 能耗的大小是決定是否能分離的關鍵.3蒸餾過程的分類： 按操作過程分為間歇蒸餾和連續蒸餾; 按蒸餾方式分為簡單蒸餾，平衡蒸餾，特殊精餾； 按操作壓強分為常壓、減壓和加壓蒸餾； 按待分離混合物中組分數目分為兩組分精餾和多組分精餾。4板式塔類型 按照塔內氣液流動方式，可分為錯流和逆流塔板兩類。板式塔是逐級接觸而填料塔是微分接觸。5回流方式 采取泡

2、點回流。 第二節 基礎數據一 安托因方程ABC苯6.0231206.35220.24乙苯6.0791421.91212.93二 常壓沸點苯：80.1乙苯：136.1三 分子量 M=106g/mol四 密度苯：=879Kg/m乙苯：=867 Kg/m五 汽化熱苯：I=393.9KJ/Kg乙苯：=195kj/kg六 表面張力苯：28.6×10(N/m)乙苯：26.8×10(N/m)第三節 工藝計算一平衡關系 根據安托因方程：例：當 時代入：lgP=6.023lgP=6.079解得：P=136.32KPaP=24.27KPa=y=苯與乙苯的平衡數據如下：T()()()80.110

3、1.4816.851.001.006.0282107.5618.110.930.995.9484114.2519.510.860.975.8686121.2721.010.800.965.7788128.6322.590.740.945.6990136.3224.270.690.935.6292144.3726.060.640.915.5494152.7827.950.590.895.4796161.5629.940.540.865.4098170.7332.060.500.845.33100180.2934.290.460.825.26102190.2736.640.420.795.1910

4、4200.4439.130.390.765.13106211.4841.750.350.735.07108222.7444.500.320.705.01110234.4547.410.290.674.95112246.6350.460.260.634.89114259.2853.670.230.594.83116272.4257.040.210.554.78118286.0660.570.180.514.72120300.2064.280.160.474.67122314.8768.170.130.424.621243300872.240.110.374.57126345.8276.510.0

5、90.314.52128362.1380.970.070.264.45130379.0185.630.050.204.43132396.4690.510.040.144.38134414.5295.600.020.084.34136.1434.12100.180.000.004.29由表一作t-x-y； x-y ； t- 圖。組分分子量Kg/Kmol密度Kg/m汽化潛熱KJ/Kg表面張力N/m×10黏度mPa·s苯78879393.928.60.737乙苯10686719519.60.64二物料衡算1.已知aF=0.6；aD=0.975;aW=2%0.670.98150.0

6、2692.全塔物料衡算已知：年產1.65萬噸苯由 得D=28.2Kmol/hW=14.06Kmol/h 明細表：（單位：Kmol/h）41.9328.213.730.670980.0270.60.9750.02三確定回流比1.最小回流比（泡點進料）, 2.由芬斯克方程確定所以（不包括再沸器）3.確定精餾段由XD=0.98 查t-x-y圖，得=85.43由，查t-圖，得由芬斯克方程確定0.8114.確定回流比及理論板數序號nR=nRx=Y=(不包括再沸器)(不包括加料板)11.10.31320.021680.65950.659514.486.2621.20.34160.042440.58540.

7、585411.534.1831.30.37010.062340.55290.552910.554.2941.4039860.081420.53140.53149.9723.99851.50.42710.099750.51430.51439.5503.7961.60.45550.11740.50000.50009.223.62271.70.48400.13430.48680.48688.9313.4881.80.51250.15060.47500.47508.6863.35491.90.54090.16630.46390.46398.4643.243102.00.56940.18140.4536

8、0.45368.2673.14以為計算實例，由Y= 即 得=11.53同理= 即 得=4.78在坐標紙上畫出-R圖和-R圖1）用捷算法確定理論板層數最適回流比同理得由Y= 得=9.22=3.62由圖解法得=9.22=3.62四、確定實際塔板層數由 得到 由平均相對揮發度平均液相黏度，由、,查T-x-y圖，得由查t圖，得到=5.15由查txy圖得此溫度下的組成=0.34=0.66查A、B在下的黏度為=0.23mPa·S =0.31mPa·S 則=0.34×0.23+(1-0.66)×0.30=0.283mPa·S由、，查txy圖得90.80由查t

9、圖，得到=5.8由查txy圖得此溫度下的組成=0.815=0.185查A、B在下的黏度為=0.2839mPa·S =0.36mPa·S 則=0.815×0.283+(1-0.815)×0.36=0.3015mPa·S=0.447=（不包括再沸器）=0.427=（不包括加料板）表9.22213.629第四節 設備計算一、 提餾段為設計依據,確定混合物的、因為所以 1、提餾段流體密度 ， 由， 得 再有查t-x-y圖得Kg/KmolKg/Kmol 氣相密度： 由所以2、確定提餾段流體中平均表面張力 由查得3、提餾段流體中平均黏度 由查得 4、液體比

10、熱容由查得5、汽化潛熱由查得6、提餾段流體中平均體積流量，由明細表：(Mn/m)(KJ/Kmol.K)2.796869.56518.760.27180.3603219.3二、 浮閥塔工藝尺寸的計算1、 設計板間距塔高 2、塔徑板間距取板上液層高度查史密斯關聯圖 得取標準塔涇圓整，得D=600mm檢驗： 此值在0.60.8之間，合理3、塔截面積明細表：D(m)A0.70.3850.936513.355三、溢流裝置的設計 1、溢流裝置 選用單溢流弓形降夜管，不設進口堰出口堰（溢流堰） 取堰長出口堰高采用平直堰，堰上液層高度由 E=1因,L弓形降液管高度和面積，查圖得：,停留時間（降液管中停留時間）

11、停留時間 ，故降液管尺寸可用。降液管底高度明細表：0.490.044540.10430.0359.1150.03854四、塔板布置當D<1.5m時，=6075mm當D>1.5m時，=80110mm直徑小于1m的塔，可適當減小。取=70mm無效區：也稱邊緣區寬動能因數的數值常在912之間 取 每層塔板上的浮閥數： R=鼓泡區面積：整塊式：（等邊三角形） 以等邊三角形叉排方式作圖。（見附圖）。排得閥數44個。按44重新核算空速及閥孔動能因數。閥孔動能因數變化不大，仍在9-12范圍內塔板開孔率明細表：0.07第五節 流體力學驗算一、1、氣相通過浮閥塔板的壓強降。干板阻力液柱板上充氣液層阻

12、力：本設備分離苯和乙苯的混合液，即液相為碳氫化合物，可取充氣系數 液體表面張力所造成的阻力：此阻力很小，忽略不計。因此，與氣體流經一層浮閥塔板的壓強降所相當的液柱高度為單板壓降2、淹塔 為了防止淹塔現象的發生，要求控制降液管中清液層的高度 w與氣體通過塔板的壓強降所相當的液柱高度:液體通過降壓管的壓頭損失：因不設進堰口液柱板上液層高度： 則取，又已選定,則 符合防止淹塔的要求3、霧沫夾帶 (式1）及 （式2）板上液體流徑長度板上液流面積苯和乙苯為正常系統，可查取物性系數又由圖可得泛點負荷系數及 根據式-1，式-2計算出的泛點率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求。二、塔板負荷性能圖

13、1、霧沫夾帶線 L作出按泛點率為80%計算如下：整理可得 或 （式-3）由式-3可知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內任取兩個值，依式-1算出相應的值列于附表1中，據此可作出霧沫夾帶線（1）。附表1：0.0020.0100.5400.4458（2）液泛線由上式確定泛液線，忽略式中因物系一定，塔板結構尺寸一定，則，及等均為定值，而與又有如下關系，即式中閥孔數與孔徑亦為定值，因此可將上式簡化為與的如下關系式：即或 （式4）在操作范圍內取若干個值，依式-4算出相應的值列于附表2中。附表2：0.0010.0050.0090.0120.71690.62210.48760.3230 據附表2作出泛液線（2）

14、。3.液相負荷上限線 液體最大流量應保證在降液管中停留時間不低于即 以為液體在降液管中停留時間的下限，則求出上限液體流量Ls值（常數）。在Vs-Ls圖上液相負荷上限線與氣體流量Vs無關的豎直線（3）4、漏液線 對于型重閥，依計算，則，又知，得以作為規定氣體最小負荷的標準，則據此做出與液體流量無關的水平漏液線（4）（5）液相負荷下限線取堰上液層高度作為液相負荷下限線條件。依的計算式計算出的下限值，依此做出液相負荷下限線。該線為與氣相流量無關的豎直線（5） 取則： （5）根據附表1.2及（3），（4），（5）可分別做出塔板符合性能圖的（1），（2），（3），（4），（5）共5條線。由塔板負荷性能圖

15、可以看出：（1）任務規定的氣、液負荷下的操作點P（設計點），處在適宜操作區內的適中位置。（2）塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。（3）按照固定的液氣比，由附圖查出塔板的氣相負荷上限，氣相負荷下限，操作彈性現將計算結果匯總列于附表3中附表3 浮閥塔板工藝設計計算結果項目數值及說明備注塔徑D/m0.49板間距HT/m0.45塔板形式單溢弓形降液管整塊塔板空塔氣速u/(m/s)0.9365堰高hw/m0.04454板上液層高度hL/m0.06降液管底隙高度ho/m0.03854浮閥數N/個44等邊三角形排列閥孔氣速u0/(m/s)5.981閥孔功能因數FO11.47臨界閥孔氣速u

16、oc/(m/s)5.97孔心距t/m0.0674指同一橫排的孔心距排間距t/m0.0584指相鄰二橫排的中心線距離單板壓降P/Pa529.74液體在降壓管內停留時間/s9.115降液管內清液層高度Hd/m0.1234泛點率/%72.35氣相負荷上限（Vs）max/(m³/s)0.5霧沫夾帶控制氣相負荷下限（Vs）min/(m³/s)0.275漏液控制操作彈性1.8 第六節 輔助設備的設計一、塔頂冷凝器在時，查t-x-y圖得，由汽化熱共線圖可查得苯的汽化熱時，苯汽化熱 ，乙苯的汽化熱 二、塔底再沸器若用飽和蒸汽加熱，且冷凝液在飽和溫度下排出。則加熱蒸汽消耗量為三、配管設計1.蒸氣管 取，則 2.回流管明細表：(m)(m)0.