1、1安徽大學(xué)化學(xué)化工學(xué)院安徽大學(xué)化學(xué)化工學(xué)院 課課 程程 設(shè)設(shè) 計(jì)計(jì)課程設(shè)計(jì)名稱(chēng)課程設(shè)計(jì)名稱(chēng) 化工原理課程設(shè)計(jì) 課程設(shè)計(jì)題目課程設(shè)計(jì)題目 苯-氯苯混合液浮閥式精餾塔設(shè)計(jì) 姓姓 名名 學(xué)學(xué) 號(hào)號(hào) 專(zhuān)專(zhuān) 業(yè)業(yè) 班班 級(jí)級(jí) 指導(dǎo)教師指導(dǎo)教師 提交日期提交日期 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)(一一)設(shè)計(jì)題目設(shè)計(jì)題目 苯苯-氯苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)氯苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)2(二二)設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件設(shè)計(jì)任務(wù)設(shè)計(jì)任務(wù)(1)原料液中含氯苯 35% (質(zhì)量)。(2)塔頂餾出液中含氯苯不得高于 2(質(zhì)量)。(3)年產(chǎn)純度為 99.8的氯苯噸 41000 噸操作條件操作條件 (1)塔頂壓強(qiáng)

2、4KPa(表壓)，單板壓降小于 0.7KPa。 (2)進(jìn)料熱狀態(tài) 自選。 (3)回流比 R=（1.1-3）Rmin。 (4)塔底加熱蒸汽壓強(qiáng) 506 KPa(表壓) 設(shè)備型式設(shè)備型式F1 型浮閥塔設(shè)備工作日：每年 330 天，每天 24 小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。廠(chǎng)址：惠州（三）設(shè)計(jì)內(nèi)容（三）設(shè)計(jì)內(nèi)容1） 設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)的內(nèi)容1) 精餾塔的物料衡算；2) 塔板數(shù)的確定；3) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算；4) 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；5) 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算； 6) 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算； 7) 塔板負(fù)荷性能圖； 8) 對(duì)設(shè)計(jì)過(guò)程的評(píng)述和有關(guān)問(wèn)題的討論。9) 輔助設(shè)備的設(shè)計(jì)與選型2設(shè)計(jì)圖紙要求：1

3、) 繪制工藝流程圖 2) 繪制精餾塔裝置圖 （四）參考資料（四）參考資料31物性數(shù)據(jù)的計(jì)算與圖表2化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)3化工過(guò)程及設(shè)備設(shè)計(jì)4化學(xué)工程手冊(cè)5化工原理苯、氯苯純組分的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù) 其他物性數(shù)據(jù)可查有關(guān)手冊(cè)。 目錄目錄前前 言言 .61設(shè)計(jì)方案的思考.642.設(shè)計(jì)方案的特點(diǎn).63工藝流程的確定.6一設(shè)備工藝條件的計(jì)算一設(shè)備工藝條件的計(jì)算 .81設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說(shuō)明.82全塔的物料衡算.82.1 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率.82.2 平均摩爾質(zhì)量.82.3 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率.83塔板數(shù)的確定.93.1 理論塔板數(shù)的求取.9TN3.2 確定操作的回流比 R.103.

4、3 求理論塔板數(shù).113.4 全塔效率.12TE3.5 實(shí)際塔板數(shù)（近似取兩段效率相同）.13pN4操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算.134.1 平均壓強(qiáng).13mp4.2 平均溫度.14mt4.3 平均分子量.14mM4.4 平均密度.15m4.5 液體的平均表面張力.16m4.6 液體的平均粘度.17mL,4.7 氣液相體積流量.186 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì).196.1 塔徑.197 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算.207.1 溢流裝置.207.2 塔板布置.23二二 塔板流的體力學(xué)計(jì)算塔板流的體力學(xué)計(jì)算 .251 塔板壓降.252 液泛計(jì)算.273 霧沫夾帶的計(jì)算.284 塔板負(fù)荷性能圖.3

5、04.1 霧沫夾帶上限線(xiàn).304.2 液泛線(xiàn).3154.3 液相負(fù)荷上限線(xiàn).324.4 氣體負(fù)荷下限線(xiàn)（漏液線(xiàn)）.334.5 液相負(fù)荷下限線(xiàn).33三三 板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備 .351 塔頂空間.352 塔底空間.363 人孔數(shù)目.364 塔高.36浮閥塔總體設(shè)備結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)圖：浮閥塔總體設(shè)備結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)圖： .375 接管.385.1 進(jìn)料管.385.2 回流管.385.3 塔頂蒸汽接管.395.4 釜液排出管.395.5 塔釜進(jìn)氣管.406 法蘭.407 筒體與封頭.417.1 筒體.417.2 封頭.417.3 裙座.418 附屬設(shè)備設(shè)計(jì).418.1 泵的計(jì)算及選型.418.2

6、 冷凝器.428.3 再沸器.43四四 計(jì)算結(jié)果總匯計(jì)算結(jié)果總匯 .44五五 結(jié)束語(yǔ)結(jié)束語(yǔ) .45六六 符號(hào)說(shuō)明：符號(hào)說(shuō)明： .45前前 言言1 1設(shè)計(jì)方案的思考設(shè)計(jì)方案的思考通體由不銹鋼制造，塔節(jié)規(guī)格 25100mm、高度 0.51.5m，每段塔節(jié)可設(shè)置 12 個(gè)進(jìn)料口/測(cè)溫口，亦可結(jié)合客戶(hù)具體要求進(jìn)行設(shè)計(jì)制造各種非標(biāo)產(chǎn)品。整個(gè)精餾塔包括：塔釜、塔節(jié)、進(jìn)料罐、進(jìn)料預(yù)熱器、塔釜液儲(chǔ)罐、塔頂6冷凝器、回流比控制器、產(chǎn)品儲(chǔ)罐等。塔壓降由變送器測(cè)量，塔釜上升蒸汽量可通過(guò)采用釜液溫度或靈敏板進(jìn)行控制，塔壓可采用穩(wěn)壓閥控制，并可裝載自動(dòng)安全閥。為使塔身保持絕熱操作，采用現(xiàn)代化儀表控制溫度條件，并可在室溫

7、300范圍內(nèi)任意設(shè)定。同時(shí)，為了滿(mǎn)足用戶(hù)的科研需要，每一段塔節(jié)內(nèi)的溫度、塔釜液相溫度、塔頂氣相溫度、進(jìn)料溫度、回流溫度、塔頂壓力、塔釜壓力、塔釜液位、進(jìn)料量等參數(shù)均可以數(shù)字顯示。2.2.設(shè)計(jì)方案的特點(diǎn)設(shè)計(jì)方案的特點(diǎn)浮閥塔由于氣液接觸狀態(tài)良好，霧沫夾帶量小(因氣體水平吹出之故)，塔板效率較高，生產(chǎn)能力較大。浮閥塔應(yīng)用廣泛，對(duì)液體負(fù)荷變化敏感，不適宜處理易聚合或者含有固體懸浮物的物料，浮閥塔涉及液體均布問(wèn)題在氣液接觸需冷卻時(shí)會(huì)使結(jié)構(gòu)復(fù)雜板式塔的設(shè)計(jì)資料更易得到，便于設(shè)計(jì)和對(duì)比，而且更可靠。浮閥塔更適合，塔徑不是很大，易氣泡物系，腐蝕性物系，而且適合真空操作。3 3工藝流程工藝流程的確定的確定原料液

8、由泵從原料儲(chǔ)罐中引出，在預(yù)熱器中預(yù)熱后送入連續(xù)板式精餾塔 F1型浮閥塔） ，塔頂上升蒸汽流采用強(qiáng)制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)冷卻至后送至產(chǎn)品槽；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供氣相流，塔釜?dú)堃核椭翉U熱鍋爐。以下是浮閥精餾塔工藝簡(jiǎn)圖78一設(shè)備工藝條件的計(jì)算一設(shè)備工藝條件的計(jì)算1 1設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說(shuō)明設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說(shuō)明 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-氯苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過(guò)程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料（q=1） ，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。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

9、后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。2 2全塔的物料衡算全塔的物料衡算2.12.1 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率苯和氯苯的相對(duì)摩爾質(zhì)量分別為 78.11 kg/kmol 和 112.61kg/kmol。728. 061.112/3511.78/6511.78/65Fx986. 061.112/211.78/9811.78/98Dx00288. 061.112/8 .9911.78/2 . 011.78/2 . 0Wx2.22.2 平均摩爾質(zhì)量平均摩爾質(zhì)量 ol87.5

10、0kg/km壓112.610.728)壓(1壓0.72878.11壓 MFkg/kmol59.7861.112986. 01986. 011.78DMkg/kmol5 .11261.11200288. 0100288. 011.78WM2.32.3 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率依題給條件：一年以 330 天，一天以 24 小時(shí)計(jì)，有： 9,全塔物料衡算：hkg/77.517624h)/(33041000000kgW, 釜液處理量 hkmolW/02.465 .11277.5176 總物料衡算 WDF苯物料衡算 WDF00288. 0986. 0728. 0 聯(lián)立解得 k

11、mol/h 129.34 D kmol/h 175.36 F3 3塔板數(shù)的確定塔板數(shù)的確定3.13.1 理論塔板數(shù)理論塔板數(shù)的求取的求取TN苯-氯苯物系屬于理想物系，可采用梯級(jí)圖解法（MT 法）求取，步驟TN如下：1.根據(jù)苯-氯苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點(diǎn)方程和露點(diǎn)方程求取yx 依據(jù)，將所得計(jì)算結(jié)果列表如下：BABtppppx/tApxpy/ 表 3-1 相關(guān)數(shù)據(jù)計(jì)算溫度/8090100110120130140苯760102513501760225028402900ip氯苯148205293400543719760 x10.6770.4420.2650.1270.0190兩相摩爾分率y10.913

12、0.7850.6140.3760.0710相對(duì)揮發(fā)度oAoBPP 5.135135 54.6075094.44.1436463.949933.815789本題中，塔內(nèi)壓力接近常壓（實(shí)際上略高于常壓） ，而表中所給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，因?yàn)椴僮鲏毫ζx常壓很小，所以其對(duì)平衡關(guān)系的影響完全yx 可以忽略。平均相對(duì)揮發(fā)度，則，汽液平衡方程為：436. 410 xxxxy436. 31436. 4) 1(13.23.2 確定操作的回流比確定操作的回流比 R R將表 3-1 中數(shù)據(jù)作圖得曲線(xiàn)。yx 00.70.

13、80.91xyy=xf(x) 圖 3-1 苯氯苯混合液的 xy 圖在圖上，因，查得，而，。故yx 1q926. 0ey728. 0Fexx986. 0Dx有：303. 0728. 0926. 0926. 0986. 0eeeDmxyyxR考慮到精餾段操作線(xiàn)離平衡線(xiàn)較近，故取實(shí)際操作的回流比為最小回流比的2.485 倍，即：753. 0303. 0485. 2485. 2mRR求精餾塔的汽、液相負(fù)荷kmol/h 97.39129.340.753RDL kmol/h 226.77129.341)(0.7531)D(RV11kmol/h 272.75175.3697.39FLL，kmol/h 226

14、.77VV，3.33.3 求理論塔板數(shù)求理論塔板數(shù)精餾段操作線(xiàn)：568. 0430. 011xRxxRRyD提餾段操作線(xiàn)：000584. 0203. 1xVWxVLyxw提餾段操作線(xiàn)為過(guò)和兩點(diǎn)的直線(xiàn)。00288. 0 ,00288. 0881. 0 ,737. 0采用圖解法求理論板層數(shù),在 x-y 圖上作平衡曲線(xiàn)和對(duì)角線(xiàn)，并依上述方法作精餾段操作線(xiàn)和提鎦段。從開(kāi)始，在精餾段操作線(xiàn)與平衡線(xiàn)之)986. 0 ,986. 0(Dx間繪由水平線(xiàn)和鉛垂線(xiàn)構(gòu)成的梯級(jí)。當(dāng)梯級(jí)跨過(guò)兩操作線(xiàn)交點(diǎn)時(shí)，)890. 0 ,737. 0(d則改在提鎦段與平衡線(xiàn)之間繪梯級(jí)，直至梯級(jí)的鉛垂線(xiàn)達(dá)到或越過(guò)點(diǎn)為止。用 Excel

15、 作圖，各梯級(jí)的坐標(biāo)如下：)00288. 0 ,002888. 0(Wx表 3-2 相關(guān)數(shù)據(jù)計(jì)算xy精餾段0.9860.9860.943440.9860.943440.96771840.8730630.96771840.8730630.9374880.7627760.9374880.7627760.8901142提鎦段0.628830.89011420.628830.75587430.4005070.75587430.4005070.48120130.1719810.48120130.1719810.20628480.0538910.20628480.0538910.06422180.0135

16、890.0642218120.0135890.01573840.0030680.01573840.0030680.0030813x0.002880.0024730.01087801xyf(x)精餾段提鎦段y=x水平鉛錘線(xiàn) 圖 3-2 苯-氯苯物系精餾分離理論塔板數(shù)的圖解按上法圖解得到：總理論板層數(shù) 塊（包括再沸器）9TN加料板位置 4FN3.43.4 全塔效率全塔效率TE選用公式計(jì)算。該式適用于液相粘度為mTElog616. 017. 00.071.4mPas 的烴類(lèi)物系，式中的為全

17、塔平均溫度下以進(jìn)料組成表示的m平均粘度。 查圖一，由=0.986 =0.00288 查得塔頂及塔釜溫度分別為：DxWx=80.43 =138.48，tDWt13全塔平均溫度 =(+)/2=(80.43+138.48)/2=109.5mttDWt根據(jù)表 3-4表 3-4 苯-氯苯溫度粘度關(guān)系表溫度20406080100120140苯 粘度 mPas0.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184氯苯 粘度 mPas0.750.560.440.350.280.240.利用差值法求得：，。smPa24. 0AsmPa261. 0B25. 0728. 0126. 0728. 02

18、4. 01FBFAmxx53. 025. 0log616. 017. 0log616. 017. 0mTE3.53.5 實(shí)際塔板數(shù)實(shí)際塔板數(shù)（近似取兩段效率相同）（近似取兩段效率相同）pN精餾段：塊，取塊66. 553. 0/31pN61pN提餾段：塊，取塊21.1353. 0/72pN142pN總塔板數(shù)塊2021pppNNN4 4操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算4.14.1 平均壓強(qiáng)平均壓強(qiáng)mp取每層塔板壓降為 0.7kPa 計(jì)算。塔頂：kPa3 .10543 .101Dp加料板：kPa5 .10967 . 03 .105Fp塔底： kPa3 .119147

19、. 05 .109Wp精餾段平均壓強(qiáng)kPa4 .1072/5 .1093 .105p14提鎦段平均壓強(qiáng)kPa4 .1142/3 .1195 .109p4.24.2 平均溫度平均溫度mt利用表 3-1 數(shù)據(jù)，由拉格朗日差值法可得塔頂溫度 ,1986. 080677. 019080Dt43.80Dt加料板 ，1737. 080677. 019080Ft14.88Ft塔底溫度 ，019. 000288. 01300019. 0140130Wt48.138Wt精餾段平均溫度 29.842/14.8843.80mT提鎦段平均溫度 3 .1132/14.8848.138mT4.34.3 平均分子量平均分子

20、量mM精餾段： 29.84mT液相組成：，18029.841677. 080901x861. 01x氣相組成：，18029.841913. 080901y963. 01y所以kmolkgML/91.82861. 0161.112861. 011.78 kmolkgMV/39.79963. 0161.112963. 011.78提鎦段：3 .113mT液相組成：，265. 01103 .1130127. 0265. 01201102x219. 02x氣相組成：，614. 01103 .113376. 0614. 01201102y535. 02y15所以 kmolkgML/5 .105219.

21、0161.112219. 011.78 kmolkgMV/15.94535. 0161.112535. 011.784.44.4 平均密度平均密度m4.4.1 液相平均密度mL, 表 4-1 組分的液相密度（kg/m3）溫度， （）8090100110120130140苯817805793782770757745氯苯1039102810181008997985975純組分在任何溫度下的密度可由下式計(jì)算苯 ： 推薦：tA187. 1912tA1886. 113.912氯苯 ： 推薦：tB111. 11127 tB0657. 14 .1124式中的 t 為溫度，塔頂：3,kg/m5 .81643.

22、801886. 113.9121886. 113.912tALD3,kg/m7 .103843.800657. 14 .11240657. 14 .1124tBLD3,kg/m0 .8207 .103802. 05 .81698. 01mLDBLDBALDAmLDaa進(jìn)料板：3,kg/m4 .80714.881886. 113.9121886. 113.912tALF3,kg/m5 .103014.880657. 14 .11240657. 14 .1124tBLF3,kg/m6 .8715 .103034. 04 .80766. 01mLFBLFBALFAmLFaa 塔底： 3,kg/m5

23、.7773 .1131886. 113.9121886. 113.912tALW3,kg/m7 .10033 .1130657. 14 .11240657. 14 .1124tBLW3,kg/m1 .10037 .1003998. 05 .777002. 01mLWBLWBALWAmLWaa16精餾段：3kg/m8 .8452/6 .8710 .820L提鎦段：3kg/m4 .9372/1 .10036 .871L4.4.2 汽相平均密度mV,精餾段：3,kg/m87. 229.84273314. 839.794 .107mmVmvRTMp提鎦段：3,kg/m35. 33 .113273314

24、. 815.944 .114mmVmvRTMp4.54.5 液體的平均表面張力液體的平均表面張力m表 5-1 組分的表面張力 溫度8085110115120131A苯21.220.617.316.816.315.3B氯苯26.125.722.722.221.620.4液體平均表面張力依下式計(jì)算，即iiLmx塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由，用內(nèi)插法得43.80Dt，2 .218043.806 .202 .218580,ADN/m15.21,AD , 1 .268043.807 .251 .268580,BDmN/m07.26,BDmN/m22.2107.26014. 015.21986. 0mLD

25、進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由，用內(nèi)插法得14.88Dt，6 .208514.883 .176 .2011085,AFN/m19.20,AF17 , 7 .258514.887 .227 .2511085,BFmN/m32.25,BFmN/m54.2132.25263. 019.20737. 0mLF塔底液相平均表面張力的計(jì)算由，用內(nèi)插法得3 .113Wt，3 .171103 .1138 .163 .17115110,AWN/m97.16,AW , 7 .221103 .1132 .227 .22115110,BWmN/m37.22,BWmN/m35.2237.2299712. 097.160

26、0288. 0mLW精餾段液相平均表面張力為mN/m38.212/ )54.2122.21(L提鎦段液相平均表面張力為mN/m02.222/ )54.215 .22(L4.64.6 液體的平均粘度液體的平均粘度mL, 表三 不同溫度下苯氯苯的粘度 溫度t，6080100120140苯 mPas0.3810.3080.2550.2150.184氯苯 mPas0.5150.4280.3630.3130.274液相平均粘度可用 表示lglgLmiix4.6.1 塔頂液相平均粘度，308. 08043.80308. 0255. 080100AsmPaA307. 018，428. 08043.80428

27、. 0363. 080100B427. 0B，426. 0lg)986. 01 (307. 0lg986. 0lg,mLDsmPamLD308. 0,4.6.2 進(jìn)料板液相平均粘度，308. 08014.88308. 0255. 080100AsmPaA286. 0，428. 08014.88428. 0363. 080100BsmPaB402. 0，402. 0lg)737. 01 (286. 0lg737. 0lg,mLFsmPamLF313. 0,4.6.3 塔底液相平均粘度， 255. 01003 .113215. 0255. 0120100AsmPaA228. 0，363. 0100

28、3 .113313. 0363. 0120100BsmPaB332. 0,332. 0lg)00288. 01 (228. 0lg00288. 0lg,mLFsmPamLF332. 0,4.74.7 氣液相體積流量氣液相體積流量精餾段：汽相體積流量/sm742. 187. 2360039.7977.22636003,mVmVsVMV汽相體積流量/h6271.2m/sm742. 133hV液相體積流量/sm00254. 08 .845360091.8239.9336003,mLmLsLML液相體積流量/h9.15m/sm0024. 033hL提鎦段：汽相體積流量/sm770. 135. 3360

29、015.9477.22636003,mVmVsMVV19汽相體積流量/h6372m/sm770. 133hV液相體積流量/sm00853. 04 .93736005 .10575.27236003,mWmLsMLL液相體積流量/hm7 .30/sm00853. 033hL6 6 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)6.16.1 塔徑塔徑精餾段：初選塔板間距及板上液層高度，則：mm450THmm60Lhm39. 006. 045. 0LThH按 Smith 法求取允許的空塔氣速（即泛點(diǎn)氣速）maxuFu0237. 087. 28 .845742. 10024. 05 . 05 . 0VLss

30、VL查 Smith 通用關(guān)聯(lián)圖得085. 020C負(fù)荷因子086. 02038.21085. 0202 . 02 . 020CC泛點(diǎn)氣速：m/s47. 187. 2/87. 28 .845086. 0/maxVVLCu取安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣速為 m/s03. 17 . 0maxuu精餾段的塔徑 m47. 1)03. 114. 3/(742. 14/4uVDs按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整取.6m1D提鎦段：初選塔板間距及板上液層高度，則：mm450THmm60Lhm39. 006. 06 . 0LThH按 Smith 法求取允許的空塔氣速（即泛點(diǎn)氣速）maxuFu2008061. 035. 34 .9

31、37770. 100853. 05 . 05 . 0VLssVL查 Smith 通用關(guān)聯(lián)圖得082. 020C負(fù)荷因子084. 02002.22082. 0202 . 02 . 020LCC泛點(diǎn)氣速：m/s4026. 135. 3/35. 34 .937084. 0/maxVVLCu取安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣速為m/s98. 07 . 0maxuu精餾段的塔徑m52. 1)98. 014. 3/(770. 14/4uVDs按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整取.6m1D7 7 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算7.17.1 溢流裝置溢流裝置因塔徑為 1.6m，所以采用單溢流型的平頂弓形溢流

32、堰、弓形降液管、凹形受液盤(pán)，且不設(shè)進(jìn)口內(nèi)堰。7.1.1 溢流堰長(zhǎng)（出口堰長(zhǎng)）wl21取m.28. 16 . 18 . 08 . 0Dlw精餾段堰上溢流強(qiáng)度,滿(mǎn)hm/m130100hm/m75. 628. 1/64. 8/33whlL足強(qiáng)度要求。提鎦段堰上溢流強(qiáng)度,hm/m130100hm/m43.2328. 1/8 .30/33whlL滿(mǎn)足強(qiáng)度要求。7.1.2 出口堰高whowLwhhh對(duì)平直堰3/2/00284. 0whowlLEh精餾段：由及，查化工原理課程設(shè)計(jì)圖8 . 0/Dlw45. 428. 1/64. 8/5 . 25 . 2whlL5-5 得，1E于是：（滿(mǎn)足要求）mmhow00

33、6. 0014. 0)28. 1/64. 8(100284. 03/2m0496. 00104. 006. 0owLwhhh驗(yàn)證： (設(shè)計(jì)合理)owwowhhh1 . 005. 0提鎦段：由及，查化工原理課程設(shè)8 . 0/Dlw51.1628. 1/6 .30/5 . 25 . 2whlL計(jì)圖 5-5 得，于是：1E（滿(mǎn)足要求）m006. 0m0237. 028. 1/8 .30100284. 03/2owhm0363. 00237. 006. 0owLwhhh22驗(yàn)證： (設(shè)計(jì)合理)1 . 005. 0owwowhhh7.1.3 降液管的寬度和降液管的面積dWfA由，查化工原理課程設(shè)計(jì) P1

34、12 圖 5-7 得8 . 0/Dlw，即：14. 0/,21. 0/TfdAADW，。m336. 0dW22m0096. 24DAT2m281. 0fA 液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間精餾段：（滿(mǎn)足要求）s5s25.5600240. 0/45. 030. 0/sTfLHA提鎦段：（滿(mǎn)足要求）5s15.7700856. 0/45. 030. 0/sTfLHA7.1.4 降液管的底隙高度oh精餾段：取液體通過(guò)降液管底隙的流速，則有：m/s07. 0ou（不宜小于 0.020.025m，本結(jié)果滿(mǎn)足m0268. 007. 028. 10024. 00owsulLhoh要求） 故合理mmhhw006. 00

35、228. 00268. 00496. 00提鎦段：取液體通過(guò)降液管底隙的流速，則有：m/s25. 0ou23（不宜小于 0.020.025m，本結(jié)果滿(mǎn)足m0268. 025. 028. 100856. 0owsoulLhoh要求） 故合理mmhhw006. 00096. 00268. 00364. 00選用凹形受液盤(pán)，深度mmhW507.27.2 塔板布置塔板布置7.2.1 塔板的分塊本設(shè)計(jì)塔徑為，故塔板采用分塊式，塔板分mmmmmD120016006 . 1為 4 塊。7.2.2 邊緣區(qū)寬度確定 取 mWs08. 0mWc05. 07.2.3 開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算 22212 (sin)180ax

36、Ax rxrr 其中：mWWDxsd384. 0)08. 0336. 0(26 . 1)(2 mWDrc75. 005. 026 . 12故 2122210. 1)75. 0384. 0(sin18075. 014. 3384. 075. 0384. 02mAa7.2.4 浮閥數(shù)計(jì)算及其排列精餾段：預(yù)先選取閥孔動(dòng)能因子,由 F0=可求閥孔氣速，120Fvu0u即smFuv/08. 787. 21200F-1 型浮閥的孔徑為 39mm，故每層塔板上浮閥個(gè)數(shù)為20708. 7)039. 0(4742. 142020udVNs浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心mmt7524則排間距07

37、1. 0207075. 010. 1NtAta考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用 0.071m,而應(yīng)小一點(diǎn)，故取，按mmt65，以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)mmt75mmt65206N實(shí)際孔速 smNdVus/08. 7)039. 0(785. 0206742. 1785. 02200閥孔動(dòng)能因數(shù)為99.1187. 208. 7,00vuF所以閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在 914 的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實(shí)排數(shù)適用。1224. 0)6 . 1039. 0(206)(/2200DdNAAT此開(kāi)孔率在 5%15%范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開(kāi)

38、孔是合理的。提鎦段：預(yù)先選取閥孔動(dòng)能因子,由 F0=可求閥孔氣速120Fvu00u即smFuv/56. 635. 31200F-1 型浮閥的孔徑為 39mm，故每層塔板上浮閥個(gè)數(shù)為22365. 6)039. 0(4770. 142020udVNs浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心mmt75則排間距066. 0223075. 010. 1NtAta考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用 0.066m,而應(yīng)小一點(diǎn)，故取，按mmt65，以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)mmt75mmt65206N25實(shí)際孔速 smNdVus/19.

39、7)039. 0(785. 0206770. 1785. 02200閥孔動(dòng)能因數(shù)為15.1335. 319. 7,00vuF所以閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在 914 的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實(shí)排數(shù)適用。1224. 0)6 . 1039. 0(206)(/2200DdNAAT此開(kāi)孔率在 5%15%范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開(kāi)孔是合理的。閥孔排列二二 塔板流的體力學(xué)計(jì)算塔板流的體力學(xué)計(jì)算1 1 塔板壓降塔板壓降精餾段（1）計(jì)算干板靜壓頭降ch由式可計(jì)算臨界閥孔氣速，即825. 11 .73vcUocUsmUvoc/89. 587. 21 .731 .73825. 1825. 126，可用算干板靜壓頭降

40、，即cUU00LvccgUh234. 520mhc014. 08 .84587. 28 . 92)89. 5(34. 52（2） 計(jì)算塔板上含氣液層靜壓頭降fh由于所分離的苯和甲苯混合液為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)，已知板上5 . 00液層高度 所以依式,06. 0LhLlhh0mhl03. 006. 05 . 0（3）計(jì)算液體表面張力所造成的靜壓頭降h 由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降為ph mhhhhlcp044. 003. 0014. 0 PaghpLpp7 .3648 . 98 .845044. 011提鎦段：(1)

41、計(jì)算干板靜壓頭降ch由式可計(jì)算臨界閥孔氣速，即825. 11 .73vcUocUsmUvoc/42. 535. 31 .731 .73825. 1825. 1，可用算干板靜壓頭降，即00cUU 20234. 5LvccgUhmhc029. 04 .93735. 38 . 92)42. 5(34. 52(2)計(jì)算塔板上含氣液層靜壓頭降fh由于所分離的苯和甲苯混合液為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)，已知板上5 . 00液層高度 所以依式,06. 0LhLlhh0mhl03. 006. 05 . 0(3)計(jì)算液體表面張力所造成的靜壓頭降h由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。

42、27這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降為phmhhhhlcp059. 003. 0029. 0PaghpLpp0 .5428 . 94 .937059. 0222 2 液泛計(jì)算液泛計(jì)算式LdpdhhhH精餾段(1)計(jì)算氣相通過(guò)一層塔板的靜壓頭降Ph前已計(jì)算mhp044. 0(2)液體通過(guò)降液管的靜壓頭降dh因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式20153. 0hLLhwsd式中mhmlsmLws0268. 0,28. 1,/00254. 003mhd000839. 00268. 028. 100254. 0153. 02(3)板上液層高度：mhL06. 0則 mHd1048. 006. 0000839.

43、0044. 01為了防止液泛，按式：，取安全系數(shù)，選定板間距)(wTdhHH5 . 0,45. 0THmhw0496. 0mhHwT250. 0)0496. 045. 0(5 . 0)(從而可知，符合防止液泛的要求mhHmHwTd250. 0)(1048. 0(4) 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間校核應(yīng)保證液體早降液管內(nèi)的停留時(shí)間大于 35 s,才能使得液體所夾帶氣體釋出。本設(shè)計(jì)ssLHAsTf578.4900254. 045. 0281. 028可見(jiàn)，所夾帶氣體可以釋出。提鎦段(1)計(jì)算氣相通過(guò)一層塔板的靜壓頭降Ph前已計(jì)算mhp059. 0(2)液體通過(guò)降液管的靜壓頭降dh因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式

44、20153. 0hLLhwsd式中mhmlsmLws0268. 0,28. 1,/00853. 003mhd0095. 00268. 028. 100853. 0153. 02(3)板上液層高度：，則mhL06. 0mHd129. 006. 00095. 0059. 0為了防止液泛，按式：，取安全系數(shù)，選定板間距)(wTdhHH5 . 0,60. 0THmhw0304. 0mhHwT243. 0)0363. 045. 0(5 . 0) (從而可知，符合防止液泛的要求mhHmHwTd243. 0)(129. 0(4) 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間校核應(yīng)保證液體早降液管內(nèi)的停留時(shí)間大于 35 s,才能使

45、得液體所夾帶氣體釋出。本設(shè)計(jì)ssLHAsTf58 .1400856. 045. 0281. 0可見(jiàn)，所夾帶氣體可以釋出。3 3 霧沫夾帶的計(jì)算霧沫夾帶的計(jì)算判斷霧沫夾帶量是否在小于 10%的合理范圍內(nèi)，是通過(guò)計(jì)算泛點(diǎn)率來(lái)完成Ve1F的。泛點(diǎn)率的計(jì)算時(shí)間可用式：和%10036. 11pFLsvLvsAKcZLVF%10078. 01TFvLvsAKcVF塔板上液體流程長(zhǎng)度29mWDZdL928. 0336. 026 . 12塔板上液流面積24476. 1281. 020096. 22mAAAfTp精餾段：苯和氯苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù) K 值，K=1.0,在從泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷

46、因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式0.127FC %93.56%1004476. 1127. 01928. 00024. 036. 187. 28 .84587. 2742. 1F及%06.51%1000096. 2127. 00 . 178. 087. 28 .84587. 2742. 1F提鎦段：苯和氯苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù) K 值，K=1.0,在從泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式140. 0FC%63.57%1004476. 1140. 01928. 000856. 036. 135. 34 .93735. 3770. 1F及%30.48%1000096. 2

47、140. 00 . 178. 035. 34 .93735. 3770. 1F30為避免霧沫夾帶過(guò)量，對(duì)于大塔，泛點(diǎn)需控制在 80%以下。從以上計(jì)算的結(jié)果可知，其泛點(diǎn)率都低于 80%，所以霧沫夾帶量能滿(mǎn)足的要求。干氣）（液）/kg(1 . 0 kgeV4 4 塔板負(fù)荷性能圖塔板負(fù)荷性能圖4.14.1 霧沫夾帶上限線(xiàn)霧沫夾帶上限線(xiàn)對(duì)于苯氯苯物系和已設(shè)計(jì)出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線(xiàn)可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值所對(duì)應(yīng)的泛點(diǎn)率 (亦為上限值),利用式干氣）（液）/kg(1 . 0 kgeV1F和便可作出此線(xiàn)。%10036. 11pFLsvLvsAKcZLVF%10078. 01TFvLvsAKcVF由于塔徑較大

48、，所以取泛點(diǎn)率，依上式有180F 精餾段：8 . 0410. 1127. 00 . 1928. 036. 187. 28 .84587. 2ssLV整理后得143. 0262. 10583. 0ssLV即 即為負(fù)荷性能圖中的線(xiàn)(y1)ssLV65.2141. 2此式便為霧沫夾帶的上限線(xiàn)方程，對(duì)應(yīng)一條直線(xiàn)。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值便可依式算出相應(yīng)的。利用兩點(diǎn)確定一條直線(xiàn)，便sLssLV65.2145. 2sV可在負(fù)荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線(xiàn)。 0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 sL 2.4312.345 2.236 2.128 2.0199 1.912 s

49、V提鎦段：8 . 0410. 1140. 00 . 1928. 036. 135. 34 .93735. 3ssLV整理后得158. 0262. 10599. 0ssLV即 即為負(fù)荷性能圖中的線(xiàn)(y1)07.2164. 2ssLV 0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 sL 2.6192.534 2.429 2.323 2.219 2.113 sV314.24.2 液泛線(xiàn)液泛線(xiàn)由式， )(wTdhHHowdwpdhhhhhHhhhhlcp聯(lián)立。即owdwlcowdwpwThhhhhhhhhhhhhH)(式中， ，板上液層靜壓頭降 gUhLvc234. 5壓壓 壓壓

50、壓 壓壓壓20Llhh0從式知，表示板上液層高度，。所以owwLhhhLh32100084. 2wsowlLEh板上32000100084. 2)(壓 壓壓壓壓壓壓wswowwLllLEhhhhh液體表面張力所造成的靜壓頭和液面落差可忽略hh液體經(jīng)過(guò)降液管的靜壓頭降可用式20153. 0hlLhwSd則LdcdLLcwThhhhhhhhH）（001)( 32020203600100084. 21153. 0234. 5wSwwSLvlLhhlLgu）（式中閥孔氣速與體積流量有如下關(guān)系 0uNdVuS2004精餾段：式中各參數(shù)已知或已計(jì)算出，即;206;/8 .845;/87. 2; 5 . 0

51、;0472. 0;45. 0; 5 . 0330NmkgmkgmhmHlvwT；代入上式。mlw28. 1mh0268. 0000.039dm整理后便可得與的關(guān)系，即sVsL32224855.552141.84996227.11SSSLLV 此式即為液泛線(xiàn)的方程表達(dá)式。在操作范圍內(nèi)任取若干值，依sL32224855.552141.84996227.11SSSLLV32 0 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 sL 3.41 3.13 2.86 2.522.03 1.25 sV用上述坐標(biāo)點(diǎn)便可在負(fù)荷性能圖中繪出液泛線(xiàn)，圖中的(y2)。ssLV提鎦段：;206;/4 .937;

52、/35. 3; 5 . 0;0304. 0;45. 0; 5 . 0330NmkgmkgmhmHLvwT；代入上式mlw28. 1mh0266. 0000.039dm整理后便可得與的關(guān)系，即sVsL32227417.52357.80780502.11SSSLLV 0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 sL 3.2433.051 2.792 2.455 1.983 1.221 sV用上述坐標(biāo)點(diǎn)便可在負(fù)荷性能圖中繪出液泛線(xiàn)，圖中的(y2)。4.34.3 液相負(fù)荷上限線(xiàn)液相負(fù)荷上限線(xiàn)為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時(shí)間分離出，液體在降液管中停留時(shí)間不應(yīng)小于 35s。

53、所以對(duì)液體的流量須有一個(gè)限制，其最大流量必須保證滿(mǎn)足上述條件。由式可知，液體在降液管內(nèi)最短停留時(shí)間為 35 秒。秒53STfLHA取為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，所對(duì)應(yīng)的則為液體的最大流量5s,即液相負(fù)荷上限，于是可得maxsL精餾段：所5/025. 0545. 0281. 05max3maxTfsTfsHALsmHAL顯然由式得到的液相上限線(xiàn)是 一條與氣相負(fù)荷性能無(wú)關(guān)的豎直線(xiàn)，即負(fù)荷性能圖中的線(xiàn)(y3)。提鎦段：5/025. 0545. 0281. 05max3maxTfsTfsHALsmHAL顯然由式所得到的液相上限線(xiàn)是 一條與氣相負(fù)荷性能無(wú)關(guān)的豎直線(xiàn)，即負(fù)荷性能圖中的線(xiàn)(y3)。334

54、.44.4 氣體負(fù)荷下限線(xiàn)（漏液線(xiàn)）氣體負(fù)荷下限線(xiàn)（漏液線(xiàn)）對(duì)于 F1 型重閥，因800mm，故裙座壁厚取 16mm基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：mmDbj1332103 . 0)1621600(3基礎(chǔ)環(huán)外徑：mmDbo1932103 . 0)1621600(3圓整 mmDbj1400mmDbo2000基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取 18mm 考慮到再沸器，裙座高度取 3m， 地角螺栓直徑取 M308 8 附屬設(shè)備設(shè)計(jì)附屬設(shè)備設(shè)計(jì)8.18.1 泵的計(jì)算及選型泵的計(jì)算及選型進(jìn)料溫度 14.88qt3m,3,3,kg/m6 .871 kg/m5 .1030 807.4kg/mLFBLFALF42 smpa313. 0

55、 smpa402. 0 smpa 286. 0LFBAuuu已知進(jìn)料量 hmFVmLFF/60.17871.687.50175.36M3mLF取管內(nèi)流速，則smu/6 . 1則管徑mmmuVDF40.6206240. 06 . 114. 33600/60.1743600/4故可采用故可采用 683 的離心泵。則內(nèi)徑 d=62mm，得：smDVuF/62. 1062. 014. 3360060.1743600/422531080. 210313. 06 .87162. 1062. 0/duRe取絕對(duì)粗糙度為：； mm35. 0則相對(duì)粗糙度為：0056. 0/d摩擦系數(shù) 由 /9 . 6)7 .

56、3/lg(8 . 111. 12/1eRd=0.0107進(jìn)料口位置高度：h=（14-1）0.45+2.1+0.4+3=11.35mmgudhHf521. 081. 962. 1)062. 035.110107. 0()(22揚(yáng)程：mhHHf87.1135.11521. 0可選擇泵為 IS50-32-1258.28.2 冷凝器冷凝器塔頂溫度 tD=80.43 冷凝水 t1=20 t2=30 則43.503043.8043.602043.802211ttttttDD34.55)43.50/43.60(ln10)/(ln2121tttttm由 tD=80.43 查液體比汽化熱共線(xiàn)圖得kgKJ /4

57、.393苯43塔頂被冷凝量 skgVqvs/0 . 587. 2742. 1冷凝的熱量sKJqQ/19674 .3930 . 5苯取傳熱系數(shù)kmWK2/600則傳熱面積2324.5934.55600101967/mtKQAm冷凝水流量skgttCPQW/02.47104183101967)(321選型：G436-2.5- 再沸器再沸器塔底溫度 tw=138.48 用 t0=150的蒸汽，釜液出口溫度 t1=142則814215052.1148tttttw 65. 9)8/52.11ln(852.11)/ln(2121tttttm由 tw=138.

58、48 查液體比汽化熱共線(xiàn)圖得kgKJ /399甲苯則skgVqvsm/39. 235. 3770. 1sKJqQm/6 .95339939. 2甲苯取傳熱系數(shù) kmWK2/600則傳熱面積236 .16465. 9600106 .953/mtKQAm加熱蒸汽的質(zhì)量流量skgttCQWp/5 .5585 .2147106 .953)(310選用熱虹吸式再沸器() G600-2.5-164.625 2.5DN mmPN MPa換熱面積 m26002.5164.644四四 計(jì)算結(jié)果總匯計(jì)算結(jié)果總匯序號(hào)精餾段項(xiàng)目數(shù)值序號(hào)提餾段項(xiàng)目數(shù)值1平均溫度 tm/84.291平均溫度 tm/113.32平均壓力

59、pm/kPa107.42平均壓力 pm/kPa113.73氣相流量 Vs/(m3/s)1.7423氣相流量 Vs/(m3/s)1.7704液相流量 Ls/(m3/s)0.002544液相流量 Ls/(m3/s)0.008535汽相平均密度（kg/m3）L2.875汽相平均密度（kg/m3）L3.356實(shí)際總塔板數(shù)66實(shí)際塔板數(shù)147塔徑/m1.67塔徑/m1.68板間距/m0.458板間距/m0.459溢流形式單溢流9溢流形式單溢流10降液管形式弓形10降液管形式弓形11堰長(zhǎng)/m1.2811堰長(zhǎng)/m1.2812堰高/m0.049612堰高/m0.036413板上液層高度/m0.0613板上液層高度/m0.0614堰上液層高度/m0.010414堰上液層高度/m0.023615降液管底隙高度/m0.026815降液管底隙高度/m0.026616安定區(qū)寬度/m0.0816安定區(qū)寬度/m0.0817邊緣區(qū)寬度/m0.0517邊緣區(qū)寬度/m0.0518開(kāi)孔區(qū)面積/m21.1018開(kāi)孔區(qū)面積/m21.1019閥孔直徑/m0.03919閥孔直徑/m0.03920閥孔數(shù)目20620閥孔數(shù)目20621孔中心距/m0.07521孔中心距/m0.06522開(kāi)孔率/%12