1、68/682011學院 工業大學2011學院 化工原理課程設計 設計題目 苯-甲苯二元體系連續浮閥精餾塔的工藝設計 學生 班級、學號書院化工班 指導教師 暉 課程設計時間2016年 12 月 19 日-2016年 12 月31日 課程設計成績百分制 權重設計說明書、計算書與設計圖紙質量，70%獨立工作能力、綜合能力、設計過程表現、設計答辯與回答問題情況，30%設計最終成績（五級分制）指導教師簽字2011學院課程設計任務書課程設計任務書課程名稱 化工原理課程設計 設計題目苯-甲苯二元體系連續浮閥精餾塔的工藝設計 學生 專業 化學工程與工藝 班級學號 2011學院化工班 設計日期 2016 年 1

2、2月 19 日至 2016 年 12 月 31日設計條件與任務：設計體系： 設計條件:1處理量F： 278 （kmol/h） 2料液濃度 0.14 （mol%） 3. 進料熱狀況： 泡點 要求： 1產品濃度： 99.5 （mol%） 2易揮發組分回收率： 99 % 指導教師2016 年 12 月 31日 目錄 TOC o 1-3 h z u HYPERLINK l _Toc471083862 0、前言 PAGEREF _Toc471083862 h 3 HYPERLINK l _Toc471083863 0.1 塔設備概述 PAGEREF _Toc471083863 h 3 HYPERLINK

3、 l _Toc471083864 0.2 化工生產對塔設備的要求 PAGEREF _Toc471083864 h 3 HYPERLINK l _Toc471083865 0.3 塔設備的類型 PAGEREF _Toc471083865 h 4 HYPERLINK l _Toc471083866 0.4 浮閥塔的優點 PAGEREF _Toc471083866 h 4 HYPERLINK l _Toc471083867 1、浮閥塔工藝設計 PAGEREF _Toc471083867 h 5 HYPERLINK l _Toc471083868 1.1 操作壓強 PAGEREF _Toc471083

4、868 h 5 HYPERLINK l _Toc471083869 1.2 進料狀態 PAGEREF _Toc471083869 h 6 HYPERLINK l _Toc471083870 1.3 塔釜加熱方式 PAGEREF _Toc471083870 h 6 HYPERLINK l _Toc471083871 1.4 回流方式 PAGEREF _Toc471083871 h 6 HYPERLINK l _Toc471083872 2、精餾工藝流程圖 PAGEREF _Toc471083872 h 6 HYPERLINK l _Toc471083873 3、實際板數的確定 PAGEREF _

5、Toc471083873 h 7 HYPERLINK l _Toc471083874 3.1 全塔物料衡算 PAGEREF _Toc471083874 h 7 HYPERLINK l _Toc471083875 3.2 物系相平衡關系 PAGEREF _Toc471083875 h 7 HYPERLINK l _Toc471083876 3.2.6 相對揮發度與平衡線方程 PAGEREF _Toc471083876 h 7 HYPERLINK l _Toc471083877 3.2.4 粘度 PAGEREF _Toc471083877 h 8 HYPERLINK l _Toc471083878

6、 3.3 回流比與精餾段操作線方程 PAGEREF _Toc471083878 h 9 HYPERLINK l _Toc471083879 3.4 塔氣相、液相摩爾流量 PAGEREF _Toc471083879 h 10 HYPERLINK l _Toc471083880 3.4.1 精餾段氣相、液相摩爾流量 PAGEREF _Toc471083880 h 10 HYPERLINK l _Toc471083881 3.4.2 提餾段氣相、液相摩爾流量與提餾段操作線方程 PAGEREF _Toc471083881 h 10 HYPERLINK l _Toc471083882 3.5 理論板數的

7、計算 PAGEREF _Toc471083882 h 10 HYPERLINK l _Toc471083883 3.6 實際板數的計算 PAGEREF _Toc471083883 h 12 HYPERLINK l _Toc471083884 4、塔體主要工藝尺寸的確定 PAGEREF _Toc471083884 h 13 HYPERLINK l _Toc471083885 4.1 塔體塔板設計所需物性參數 PAGEREF _Toc471083885 h 13 HYPERLINK l _Toc471083886 4.1.1 操作壓力 PAGEREF _Toc471083886 h 13 HYPE

8、RLINK l _Toc471083887 4.1.2 操作溫度 PAGEREF _Toc471083887 h 13 HYPERLINK l _Toc471083888 4.1.3 提餾段、精餾段平均摩爾質量 PAGEREF _Toc471083888 h 14 HYPERLINK l _Toc471083889 3.2.3 提餾段、精餾段平均密度 PAGEREF _Toc471083889 h 14 HYPERLINK l _Toc471083890 3.2.5 表面力 PAGEREF _Toc471083890 h 15 HYPERLINK l _Toc471083891 4.2 塔氣相

9、、液相體積流量 PAGEREF _Toc471083891 h 16 HYPERLINK l _Toc471083892 4.2.1 精餾段氣相、液相體積流量 PAGEREF _Toc471083892 h 16 HYPERLINK l _Toc471083893 4.2.2 提餾段氣相、液相體積流量 PAGEREF _Toc471083893 h 17 HYPERLINK l _Toc471083894 4.3 精餾段塔板塔徑設計計算 PAGEREF _Toc471083894 h 17 HYPERLINK l _Toc471083895 4.3.1 精餾段塔徑 PAGEREF _Toc47

10、1083895 h 17 HYPERLINK l _Toc471083896 4.3.2 精餾段有效高度 PAGEREF _Toc471083896 h 18 HYPERLINK l _Toc471083897 4.3.3 精餾段溢流裝置設計 PAGEREF _Toc471083897 h 18 HYPERLINK l _Toc471083898 4.3.4鼓泡區閥孔數的確定與排列 PAGEREF _Toc471083898 h 19 HYPERLINK l _Toc471083899 4.3.5流體力學校核 PAGEREF _Toc471083899 h 21 HYPERLINK l _To

11、c471083900 4.3.6 精餾段負載性能圖與操作彈性 PAGEREF _Toc471083900 h 23 HYPERLINK l _Toc471083901 4.4 提餾段塔板塔徑設計計算 PAGEREF _Toc471083901 h 25 HYPERLINK l _Toc471083902 4.4.1提餾段塔徑 PAGEREF _Toc471083902 h 25 HYPERLINK l _Toc471083903 4.4.2 提餾段有效高度 PAGEREF _Toc471083903 h 26 HYPERLINK l _Toc471083904 4.4.3 提餾段溢流裝置設計

12、PAGEREF _Toc471083904 h 27 HYPERLINK l _Toc471083905 4.4.4鼓泡區閥孔數的確定與排列 PAGEREF _Toc471083905 h 28 HYPERLINK l _Toc471083906 4.4.5 流體力學校核 PAGEREF _Toc471083906 h 29 HYPERLINK l _Toc471083907 4.4.6 精餾段負載性能圖與操作彈性 PAGEREF _Toc471083907 h 31 HYPERLINK l _Toc471083908 4.5塔體主要工藝尺寸匯總 PAGEREF _Toc471083908 h

13、 33 HYPERLINK l _Toc471083909 5、輔助設備設計 PAGEREF _Toc471083909 h 35 HYPERLINK l _Toc471083910 5.1塔頂全凝器的計算與選型 PAGEREF _Toc471083910 h 35 HYPERLINK l _Toc471083911 5.1.1 換熱器基本參數計算 PAGEREF _Toc471083911 h 35 HYPERLINK l _Toc471083912 5.1.2 換熱器性能核算 PAGEREF _Toc471083912 h 36 HYPERLINK l _Toc471083913 5.2塔

14、底再沸器的計算與選型 PAGEREF _Toc471083913 h 40 HYPERLINK l _Toc471083914 5.1.2再沸器種類 PAGEREF _Toc471083914 h 40 HYPERLINK l _Toc471083915 5.1.2再沸器計算與選型 PAGEREF _Toc471083915 h 41 HYPERLINK l _Toc471083916 5.3預熱器的計算與選型 PAGEREF _Toc471083916 h 43 HYPERLINK l _Toc471083917 5.4接管的計算與選型 PAGEREF _Toc471083917 h 44

15、HYPERLINK l _Toc471083918 5.5泵的計算與選型 PAGEREF _Toc471083918 h 47 HYPERLINK l _Toc471083919 6、設計結果總匯表 PAGEREF _Toc471083919 h 50 HYPERLINK l _Toc471083920 7、致 PAGEREF _Toc471083920 h 53 HYPERLINK l _Toc471083921 8、參考文獻 PAGEREF _Toc471083921 h 53 HYPERLINK l _Toc471083922 附表1：常壓下苯甲苯的氣液平衡數據 PAGEREF _Toc

16、471083922 h 54 HYPERLINK l _Toc471083923 附表2：苯甲苯 t-p PAGEREF _Toc471083923 h 56 HYPERLINK l _Toc471083924 附表3：苯和甲苯粘度 PAGEREF _Toc471083924 h 57 HYPERLINK l _Toc471083925 附表4：苯和甲苯表面力 PAGEREF _Toc471083925 h 58 HYPERLINK l _Toc471083926 附表5：史密斯關聯圖 PAGEREF _Toc471083926 h 59 HYPERLINK l _Toc471083927 附

17、表6：泛點負荷系數圖 PAGEREF _Toc471083927 h 59 HYPERLINK l _Toc471083928 附表7：苯和甲苯密度 PAGEREF _Toc471083928 h 60 HYPERLINK l _Toc471083929 附表8：輸送流體用無縫鋼管常用規格 PAGEREF _Toc471083929 h 61 HYPERLINK l _Toc471083930 附圖1：精餾段塔板 PAGEREF _Toc471083930 h 63 HYPERLINK l _Toc471083931 附圖2：提餾段塔板（經計算和校核兩塊塔板一樣） PAGEREF _Toc47

18、1083931 h 640、前言0.1 塔設備概述塔設備是化學工業，石油工業，石油化工等生產中最重要的設備之一。它可以使氣（汽）液液兩相之間進行充分接觸，達到相際接觸傳熱與傳質的目的。在塔設備中能進行的單元操作有：精餾，吸收，解吸，氣體的增濕與冷卻等。在化工，石油化工與煉油廠中，塔設備的性能對整個裝置的產品質量，生產能力和消耗定額，以與三廢處理和環境保護等各個方面，都有重大的意義。在化工和石油化工的生裝置中，塔設備的投資費用占整個工藝設備費用的25.39%左右，煉油和煤化工生產裝置占34.85%；它所耗的鋼材在各累工藝設備中所占的比例也較多，例如在年產250萬噸的常壓與減壓煉油裝置中耗用的鋼材

19、重量占62.4%，年產60與120萬噸催化裂化裝置占48.9%。因此，塔設備的設計和研究，對化工，煉油工業的發展起著重要的作用。0.2 化工生產對塔設備的要求塔設備除了應該滿足特定的化工工藝條件（如溫度，壓力，耐腐蝕）外，為了滿足工業生產的需求還應該達到下列要求：1）生產能力大，與氣體處理量大。2）高的傳質，傳熱效率，氣液有充分的接觸空間，接觸時間和接觸面積。3）操作穩定，操作彈性大，即氣液負荷有較大波動時仍能在較高的傳質效率下進行穩定的操作，且塔設備應能長期連續運轉。4）流體流動的阻力小，即流體通過塔設備的壓降小，以達到節能降低操作費用的要求。5）結構簡單可靠，材料耗用量少，制造安裝容易，以

20、達到降低設備投資的要求。事實上，任何一個塔設備能同時達到上述的諸項都時非常困難的，因此只能從生產的需求與經濟合理的要求出發，抓住主要矛盾進行設計。隨著人們對生產能力，提高效率，穩定操作和降低壓降的追求，推動著各種新型塔結構的出現和發展。0.3 塔設備的類型塔設備一般分為級間接觸式和連續接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕與便于檢修等特點，但其結構較復雜，阻力降較大。在各種塔型中，當前應用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。0.4 浮閥塔的優點 1.生產能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產 能力比泡罩塔板

21、大 20%40%，與篩板塔接近。2.操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動圍比篩板塔，泡罩塔都大。 3.塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 4.氣體壓降與液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降與液面落差比泡罩塔小。 5.塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產能力的泡罩塔的 50%80%，但是比篩板塔高 20%30%。 1、浮閥塔工藝設計1.1 操作壓強精餾可以常壓，加壓或減壓條件下進行。確定操作壓力時主要是根據處理物料的性質，技術上的可行性和經濟上的合理性來考慮的。對于沸點低，常壓

22、下為氣態的物料必須在加壓條件下進行操作。在一樣條件下適當提高操作壓力可以提高塔的處理能力，但是增加了塔壓，也提高了再沸器的溫度，并且相對揮發度液會下降。對于熱敏性和高沸點的物料常用減壓蒸餾。降低操作壓力，組分的相對揮發度增加，有利于分離。減壓操作降低了平衡溫度，這樣可以使用較低位的加熱劑。但是降低壓力也導致了塔直徑的增加和塔頂冷凝溫度的降低，而且必須使用抽真空設備，增加了相應的設備和操作費用。本次分離的苯和甲苯二元體系為一般物系故分離時采用常壓操作，操作壓力為101.325kpa。1.2 進料狀態本精餾塔采用泡點進料，通過預熱器將25的冷料加熱為飽和液體。1.3 塔釜加熱方式本次分離任務中，塔

23、底采用再沸器加熱，冷流體為塔底液體，熱流體為高溫蒸汽，此種加熱方式屬于間接蒸汽加熱。1.4 回流方式本設計采用安裝回流泵方式進行強制回流。2、精餾工藝流程圖圖1:精餾工藝流程圖3、實際板數的確定3.1 全塔物料衡算根據操作條件可知:料液流量 F=278Kmol/h;料液中易揮發組分的質量分數 xF=0.14;塔頂產品摩爾分數 XD=0.995;易揮發組分的回收率=99%。（1）由公式（1）求得餾出液D的量：D= 38.72442 kmol/h全塔物料衡算式：（2）由等式（2）求得塔底殘液W的量：W= 239.2755779kmol/h全塔輕組分物料衡算式：（3）由等式（3）求得殘夜XW= 0.

24、0016265763.2 物系相平衡關系3.2.6 相對揮發度與平衡線方程用等式（4）來計算物系的相對揮發度（4）根據附表1的相平衡數據，利用等式（4），分別計算x1=0.1、x2=0.2x9=0.9的相對揮發度，得到= 2.347875426、=2.35122261、=2.393841167、=2.455696203、=2.524850194、=2.568009057、=2.58317438、=2.610411899、=2.632373114平均相對揮發度：=2.494 （5）則平衡線為：（6）3.2.4 粘度根據公式（7）計算物料的平均粘度（7）通過附表3，差法求得塔頂溫度 tD=80.1

25、7 苯、甲苯的粘度為=0.3075495 mPas 、=0.3106005 mPas；則塔頂液相的平均粘度為：（8）則D= 0.30756468 mPas通過附表3，差法求得加料板溫度tF=104.6 苯、甲苯粘度=0.2458 mPas 、=0.30019 mPas ；則進料板液相的平均粘度為：（9）則= 0.291905456 mPas通過附表3，差法求得塔底溫度tW=110.525 苯、甲苯粘度 =0.23395 mPas 、=0.28626625 mPas ；（10）則= 0.286172294 mPas精餾段液相混合物的平均粘度為：=0.299735068（11）提餾段液相混合物的平

26、均粘度為：=0.289038875（12）3.3 回流比與精餾段操作線方程泡點進料，有q=1，q線為一鉛錘線，根據相平衡方程：（13）則最小回流比為：（14）取實際回流比為最小回流比的1.4倍: 精餾段操作線方程： （15）3.4 塔氣相、液相摩爾流量3.4.1 精餾段氣相、液相摩爾流量液相流量 ： （16） 氣相流量 ：（17）3.4.2 提餾段氣相、液相摩爾流量與提餾段操作線方程液相流量： （18）氣相流量： （19）提餾段操作線方程：（20）3.5 理論板數的計算理論板數的計算采用逐板計算法精餾段操作線方程： （21）提餾段操作線方程：（22）平衡線方程：（23）表2：逐板計算板上數據板

27、數/NT液相組成/xi氣相組成/yi10.987622460.99520.9720139060.988587330.9399413830.97502004540.8778206130.9471419950.7701914820.89314542160.6153504160.79959210970.443189970.66500127480.2989203980.515356190.2040140710.389954211100.1511115140.30745980511（理論加料板）0.1243137180.261475884120.1034440280.223455405130.08378

28、90820.185721223140.0661709910.150183402150.0510648640.11832839160.0385981020.091015222170.0286299560.068474251180.0208593590.050450993190.0149208230.03640109200.0104508470.02566371210.00712460.017581611220.0046704840.011567472230.0028712140.007130221240.0015581440.003876987使用差法，求得理論板數NT=23.947883893

29、.6 實際板數的計算在3.2.4部分求出了，精餾段平均粘度0.299735068，提餾段平均粘度0.289038875 則全塔平均粘度：（24）全塔效率計算：=0.519413912（25）精餾段實際板數為：（26）提餾段實際板數為：（27）此精餾塔實際塔板數為 N=19+27=46塊4、塔體主要工藝尺寸的確定4.1 塔體塔板設計所需物性參數4.1.1 操作壓力塔頂操作壓力PD=101.325 kpa每層塔板壓降 P=0.64 kpa加料板上一層塔板壓降： 進料板壓力：塔底壓力：精餾段平均壓力：提餾段平均壓力：4.1.2 操作溫度根據附表1苯-甲苯平衡組成和溫度的關系，通過差法查出相關溫度塔頂

30、溫度：TD= 80.17加料板上一層塔板的溫度：TF-1=102.27加料板溫度：TF=104.6塔底溫度：TW=110.525 精餾段的平均溫度為：=91.22 （28）提餾段的平均溫度為： =107.5625（29）4.1.3 提餾段、精餾段平均摩爾質量精餾段： =91.22 由附表1，差法求得精餾段平均液相摩爾濃度x1= 0.533448276然后根據平衡關系求得精餾段平均氣相摩爾濃度y1= 0.740367799 。精餾段液相平均摩爾質量：=84.65572069 kg/kmol （30）精餾段氣相平均摩爾質量：=81.75263978 kg/kmol （31）提餾段： =107.56

31、25 由附表1，差法求得提餾段平均液相摩爾濃度x2= 0.068546512根據平衡關系求得提餾段平均氣相摩爾濃度y2= 0.155074096 。提餾段液相平均摩爾質量：（32）提餾段氣相平均摩爾質量：=89.96 kg/kmol（33）3.2.3 提餾段、精餾段平均密度通過等式（34）來求混合液體的密度 ：（34）（其中為質量分率）通過等式（35）混合氣體的密度 ：（35）（其中M為平均摩爾質量）精餾段混合液體的平均密度： =91.22，由附表2,差法求得 ， 。通過等式（36）求得苯的質量分數：=0.492201171（36）=0.507798829（37）由等式（34）求得，=800.

32、6324855 由等式（35）求得，=2.907138046 提餾段混合液體的平均密度： =107.5625 ，由附表2,差法求得，由等式（34）求得，= 782.6799129 由等式（35）求得，= 3.480199614 3.2.5 表面力通過等式（36）計算液相混合物的平均表面力（36）通過附表4，差法求得塔頂溫度 tD=80.17 苯、甲苯的表面力為：=21.24943 mN/m =21.6713 mN/m=21.25153935 mN/m （37）通過附表4，差法求得進料板溫度tF=104.6 苯、甲苯的表面力為：= 18.3072 mN/m = 18.9955 mN/m=18.8

33、99138 mN/m（38）通過附表4，差法求得塔底溫度tW=110.525 苯、甲苯的表面力為：= 17.60805 mN/m = 18.3585625 mN/m=18.35734173 mN/m（39）精餾段液相平均表面力：= 20.07533868 mN/m （40）提餾段液相平均表面力：=18.62823987 mN/m （41）4.2 塔氣相、液相體積流量4.2.1 精餾段氣相、液相體積流量液相體積流量：（42）氣相體積流量：（43）4.2.2 提餾段氣相、液相體積流量液相體積流量：（44）氣相體積流量：（45）4.3 精餾段塔板塔徑設計計算4.3.1 精餾段塔徑由4.2.1精餾段氣

34、相、液相體積流量計算可知：液相體積流量： （46）氣相體積流量： （47）在本精餾塔設計中，板間距取HT=0.5m 板上液層高度取hL=0.067m HT-hL= 0.433m史密斯關聯圖橫坐標：（48）查附表5，史密斯關聯圖C20= 0.09物系表面力修正：（49）（50）取空塔氣速塔徑：（51）圓整取 D=1.8m，則塔截面積為= 2.544690087m2（52）精餾段實際空塔氣速為：（53）4.3.2 精餾段有效高度m （54）4.3.3 精餾段溢流裝置設計溢流堰設計：本精餾塔選用單溢流，弓形降液管，溢流堰選擇平直堰。單溢流: 系數取0.732，則對于平直堰，堰上液層高度為：m（55）

35、溢流堰高度hw= 0.045m降液管寬度和橫截面積：查附圖1圖得（56）（57）液體在降液管停留時間為：（58）降液管底隙高度：（59）安定區與邊緣區的選擇：安定區：鼓泡區與溢流區之間的區域為安定區，此區域不安裝浮閥，設置這段安定地帶，以免液體大量夾帶泡沫進入降液管。其寬度WS可按下列圍選取，即 ： 當D1.5m時，WS為75到110 mm由于精餾段塔徑D=1.8m1.5m，故取WS=75 mm。邊緣區：塔壁部分留出的一圈邊緣區域，供支承塔板的邊梁使用。寬度WC視具體需要而定，小塔為30到50mm,大塔可達50到70mm。由于精餾段塔徑D=1.8m1.5m，故取WC=50 mm。本精餾塔的塔徑

36、D=1.8m1.5m ,選擇安定區 Ws=0.075m4.3.4鼓泡區閥孔數的確定與排列浮閥選型：F1型浮閥孔速：（60）閥數： （61）取邊緣區寬度：WC=0.05m進出口安定區WS=0.075m塔板鼓泡區面積：=1.699m2（62）塔板分塊 ：塔徑D/mm8001200140016001800200022002400塔板分塊數3456閥孔采用等腰三角型叉排取同一橫排間的t=0.065m，排間距t=0.075m按照N=282重新核算孔速和閥孔動能因數（63）=11.74.（64）塔板開孔率：（65）塔盤圖見附圖14.3.5流體力學校核一、塔板壓降氣體通過每層塔板的壓降：（66）其中為干板阻

37、力，為板上充氣液層阻力，為液體表面力造成的阻力，可忽略。1、干板阻力6.907m/s（67）因此閥孔全開（68）2、塔板上液層壓力640 pa（69）塔板壓降校核成立二、液泛校核為防止塔發生液泛，降液管高度應大于管泡沫層高度，即：（70）其中，為液體通過降液管的壓頭損失。 =0.00433 m（71）則Hd= 0.150412493m溢流液泛上限：Hd= 0.150412493 m0.327m故本設計中不會出現液泛三、液沫夾帶校核綜合考慮生產能力和塔板效率，一般應使霧沫夾帶量eV限制在10%以下， 校核方法常為：控制泛點百分率F1的數值。所謂泛點率指設計負荷與泛點負 荷之比的百分數。其經驗值為

38、大塔F180%-82%霧沫夾帶率有兩個公式可以計算： （72）或 （73）二者結果取最大值F5s（76）4.3.6 精餾段負載性能圖與操作彈性一、液沫夾帶線控制其泛點率 F1=80%（77）其中，。整理得：（78）二、漏液線對于F1型重閥，以為氣體最小負荷標準則 （79） ，=0.9697 m3/s（80）三、液泛線發生液泛的臨界條件為：（81）其中，取=0.327 m整理得：（82）四、液相上限線以作為液體在降液管中的停留時間下限（83）五、液相下限線取堰上液層高度作為液相負荷下限的條件，則：（84）六：操作負荷線操作負荷線斜率：（85）在L-V圖上，操作負荷線為斜率為307.802過原點的

39、直線。精餾段負載性能圖：從上圖中可得：精餾段氣相負荷上限：，氣相負荷下限：所以精餾段的操作彈性=4.4 提餾段塔板塔徑設計計算4.4.1提餾段塔徑由4.2.2精餾段氣相、液相體積流量計算可知：液相體積流量： （86）氣相體積流量： （87）在本精餾塔設計中，板間距取HT=0.5m 板上液層高度取hL=0.067m HT-hL= 0.433m史密斯關聯圖橫坐標：查附表5，史密斯關聯圖C20= 0.086（88）（89）取空塔氣速塔徑：圓整取與精餾段一樣塔徑 D=1.8m，則塔截面積為= 2.544690087m2（90）精餾段實際空塔氣速為：（91）4.4.2 提餾段有效高度m （92）4.4.

40、3 提餾段溢流裝置設計溢流堰設計：本精餾塔選用單溢流，弓形降液管，溢流堰選擇平直堰。單溢流: 系數取0.732，則對于平直堰，堰上液層高度為：m（93）溢流堰高度hw= 0.045m降液管寬度和橫截面積：查附圖1圖得（94）（95）液體在降液管停留時間為：（96）降液管底隙高度：（97）安定區與邊緣區的選擇：本精餾塔的塔徑D=1.8m1.5m ,選擇安定區 Ws=0.075m選擇邊緣區 Wc=0.05m4.4.4鼓泡區閥孔數的確定與排列孔速：（98）閥數： （99）取邊緣區寬度：WC=0.05m進出口安定區WS=0.075m塔板鼓泡區面積：=1.699m2（100）閥孔采用等腰三角型叉排取同一

41、橫排間的t=0.065m，排間距t=0.075m按照N=282重新核算孔速和閥孔動能因數=11.666.（101）塔板開孔率：（102）塔盤圖見附圖24.4.5 流體力學校核一、塔板壓降氣體通過每層塔板的壓降：（103）其中為干板阻力，為板上充氣液層阻力，為液體表面力造成的阻力，可忽略。1、干板阻力6.33m/s（104）因此閥孔全開（105）2、塔板上液層壓力其中溢流堰高度hw取0.04m640 pa（106）塔板壓降校核成立二、液泛校核為防止塔發生液泛，降液管液層高應服從下式所表示的關系，即：（107）其中，為液體通過降液管的壓頭損失。 =0.02273334m（108）則Hd= 0.17

42、280954m溢流液泛上限：液泛校核成立三、液沫夾帶校核霧沫夾帶率有兩個公式可以計算： （109） 或 （110）二者結果取最大值F5s（113）4.4.6 精餾段負載性能圖與操作彈性一、液沫夾帶線控制其泛點率 F1=80%（114）其中，整理得：（115）二、漏液線對于F1型重閥，以為氣體最小負荷標準則 （116） ，=0.904074 m3/s（117）三、液泛線發生液泛的臨界條件為：（74）其中，取=0.327 m整理得：（75）四、液相上限線以作為液體在降液管中的停留時間下限（118）五、液相下限線取堰上液層高度作為液相負荷下限的條件，則：（119）六：操作負荷線操作負荷線斜率：（78

43、）在L-V圖上，操作負荷線為斜率為123.05過原點的直線。提段負載性能圖：從上圖中可得：提餾氣相負荷上限：，氣相負荷下限：所以精餾段的操作彈性=4.5塔體主要工藝尺寸匯總浮閥塔主要設計參數工藝參數參數名稱精餾段提餾段平均溫度tm ,91.22107.56平均壓力Pm ,Kpa 107.085122.125氣相流量體積Vs, m3/s2.3132.13液相體積流量Ls，m3/s0.0075590.01732實際塔板數1927有效段高度Z,m913塔徑D，m1.81.8板間距HT ,m0.50.5溢流形式單溢流單溢流降液管形式弓形降液管弓形降液管堰長lW，m1.31761.3176堰高hW，m0

44、.0450.045板上液層高度hL，m0.06180.0618堰上液層高度hOW，m0.02180.0372降液管底隙高度h0，m0.0390.034安定區寬度WS，m0.0750.075邊緣區寬度WC，m0.0500.050開孔區面積Aa，m21.69891.6989閥孔直徑d0，m0.0390.039篩孔數目n，個282282孔中心距t，m0.0750.075開孔率，13.2413.24空塔氣速，m/s0.91440.8377閥孔氣速，m/s6.9076.33每層塔板壓降P，Pa622.5637.87液相負荷上限，m3/s0.02610.0295液相負荷下限，m3/s0.001090.00

45、1463負荷上限，m3/s3.352.77負荷下限，m3/s0.96970.9697操作彈性3.4553.0645、輔助設備設計5.1塔頂全凝器的計算與選型5.1.1 換熱器基本參數計算原料液走殼程，冷凝水走管程塔頂溫度采用井水作為冷凝水，初始溫為25，取冷凝器出口水溫為50，平均溫度時，查圖得， 氣體流量Vs=2.327m3/s塔頂被冷凝量 ：冷凝的熱量：冷凝水的流量：根據“傳熱系數K估計表”查由“冷凝有機液體蒸汽到水”K為230到930 w/(m2) ，故取K=350W/(m2.)傳熱面積的估計值為： =選型，有關參量見下表：外殼直徑D/mm800管子尺寸/mm25公稱壓 Pg/(kgf/

46、cm)16管子長l/m4.5公稱面積A/m152.7管數n/根422管程數Np4管心距t/mm32殼程數Ns1管程通道面A/ m0.0347管子排列正三角排列中心排管數235.1.2 換熱器性能核算物性數據如下：（苯在80.17下，水在平均溫度37.5下） kg/m3CpKJ/kpa/s w/(m)苯819.841.933.310-40.149水993.14.1746.92210-40.629一、核算壓降（1）管程壓降管程流通面積：查得水在平均溫度的密度為993.1 kg/m3管水的流速（湍流）管程流體阻力式中: Ft為結垢校正因數，此處取Ft=1.4 設管壁粗糙度為0.1mm，則/d=0.0

47、05,查得摩擦系數=0.0367由以上計算可知，管程的總壓降小于30kpa，因此管程壓降符合條件（2）殼程壓降核算式中：Fs為殼程壓強降的結垢系數，氣體取1.0 F為管子排列方式對壓降的校正系數，對正三角形排列取F=0.4為殼程流體的摩擦系數，當Re500時，=5.0Re-0.228nc為橫過管束中心線的管子數，正三角排列為換熱管以三角形排列，故 取=23流通截面積：取折流板間距 h=300mm折流擋板數：殼苯-甲苯流速： 500Re=500，故殼程壓降小于30kpa，滿足核算條件，核算通過。綜上，管程、殼程壓力降均符合要求。二、核算換熱面積1、管程對流給熱系數因為Re=2113810000

48、,0.7Pr60 故：3、殼程蒸汽冷凝給熱系數又 經過試差法可得，代入可得w/(m2)取污垢熱阻 Rs0.000172m/W Rs=0.00086 m/W以管外面積為基準 則K= 在1.151.25之間，滿足要求4、計算傳熱面積 ：A=所選換熱器實際面積為裕度：0.1。換熱面積滿足要求經過上述衡算可知，所選的換熱器可以滿足換熱要求。5.2塔底再沸器的計算與選型5.1.2再沸器種類精餾塔底的再沸器可分為：釜式再沸器、熱虹吸式再沸器與強制循環再沸器。1.釜式式再沸器如圖所示。（a）是臥式再沸器，殼方為釜液沸騰，管可以加熱蒸汽。塔底液體進入底液池中，再進入再沸器的管際空間被加熱而部分汽化。蒸汽引到塔

49、底最下一塊塔板的下面，部分液體則通過再沸器的垂直擋板，作為塔底產物被引出。液體的采出口與垂直塔板之間的空間至少停留810分鐘，以分離液體中的氣泡。為減少霧沫夾帶，再沸器上方應有一分離空間，對于小設備，管束上方至少有300mm高的分離空間，對于大設備，取再沸器殼徑為管束直徑的1.31.6倍。（b）是夾套式再沸器，液面上方必須留有蒸發空間，一般液面維持在容積的70%左右。夾套式再沸器，常用于傳熱面較小或間歇精餾中。2. 熱虹吸式再沸器如圖所示。它是依靠釜部分汽化所產生的汽、液混合物其密度小于塔底液體密度，由密度差產生靜壓差使液體自動從塔底流入再沸器，因此該種再沸器又稱自然循環再沸器。這種型式再沸器

50、汽化率不大于40%，否則傳熱不良。3. 強制循環再沸器如圖（f）所示。對于高粘度液體和熱敏性氣體，宜用泵強制循環式再沸器，因流速大、停留時間短，便于控制和調節液體循環量。原料預熱器和產品冷卻器的型式不象塔頂冷凝器和塔底再沸器的制約條件那樣多，可按傳熱原理計算。5.1.2再沸器計算與選型選擇150的飽和水蒸氣加熱，溫度為150的飽和水蒸氣冷凝潛熱為。一、相關物性數據和計算參數苯甲苯液體走管程，水蒸汽走殼程，采用逆流物性數據：，按甲苯的相關物性數據計算不會產生較大誤差塔底溫度：t=110.525液體蒸發量：塔底物質的汽化潛熱為r2 =360.65kJ/kg選擇150的飽和水蒸氣加熱。溫度為150的

51、飽和水蒸氣的相關物性參數： ，w/m。二、計算過程：再沸器的熱負荷等于：水蒸汽的流量：水蒸氣和物料的溫度差：按照估算傳熱系數 K=1000w/(m2K)傳熱面積：取操作彈性為1.5則再沸器選型，有關參量見下表：公稱直徑mm傳熱面積A（）（管長4米）碳素鋼管傳熱管數公稱壓力（Mpa）800252.5 mm472165.3預熱器的計算與選型本設計是采用泡點進料，設原料液溫度為25，因此需要一臺原料預熱器。本預熱器的熱流體采用135的水蒸氣。苯-甲苯混合液：25104.6苯-甲苯混合液進出口溫度的平均值為：查表算的苯和甲苯的在不同溫度下平均比熱容為：1.8211kJ/(kg)， 1.8253kJ/(

52、kg) kJ/(kmol)所以預熱器熱負荷為：傳熱系數K取1400W/（m2）查135水蒸汽的汽化潛熱為2155.8kJ/kg加熱蒸汽的質量流量：5.4接管的計算與選型一、進料管Mf=90.1758 kmol/kg25時,差法查附表7：苯密度=867.35kg/m3甲苯密度：=845.83kg/m3 ,XF=0.14（摩爾分數），=0.121268（質量分數）。則進料體積流量取適宜的輸送速度，故查附表8，經圓整選取熱軋無縫鋼管，規格：763 mm實際管流速：二、釜殘液出料管W=239.3 kmol/hMw=92.11kg/kmol，釜殘液的體積流量：取適宜的輸送速度，則m查附表8，經圓整選取熱

53、軋無縫鋼管，規格：763 mm實際管流速：三、回流液管 L=257.4kmol/h，ML=78.18kg/kmol，L=792.5kg/m3回流液體積流量本精餾塔利用回流泵進行強制回流，取適宜的回流速度，那么查附表8，經圓整選取熱軋無縫鋼管，規格：703 mm實際管流速： 四、再沸器蒸汽進口管設蒸汽流速為15m/s, 經圓整選取熱軋無縫鋼管，規格： 45010 mm實際管流速： 五、塔頂蒸汽進冷凝器出口管設蒸汽流速為10m/s, 經圓整選取熱軋無縫鋼管，規格：4509 mm實際管流速： 六、冷凝水管深井水溫度為25，水的物性數據：=996.95kg/m3, ，深井水的質量流率，取流速為2m/s

54、管徑經圓整選取熱軋無縫鋼管,規格：703.5mm實際流速為5.5泵的計算與選型一、進料泵提餾段塔高由下式計算確定:式中：HD為裙座高度取5m。Np為提餾段的實際板數，為27塊。HT為塔板間距為0.5m。St為人孔數，每隔8塊塔板開一個人孔，則St=3。為人孔處板間距，取0.6m。為進料板處塔板間距，取0.75m。為塔底空間高度。的計算，塔釡料液最好能在塔底有35分鐘的存儲，所以取5分鐘計算。因為 =0.017324664m3/s由式得：則Ht=20.59m。F=278kmol/h=0.008897m3/s料液罐的壓強為常壓101.325kPa，加料板的壓強為113.485kPa進料段的表壓為1

55、13.485-101.3=12.185kPa料口的高度為20.59 m 。管路阻力,設損失為2%，則。泵的揚程H=20.59+=22.389m查型離心泵性能表，IS80-65-125型泵較適合作進料泵，其有關參數為流量()揚程轉速()氣蝕余量C0/泵效率%軸功率配帶功率3022.529003.0642.875.5二、塔頂回流輸送泵塔總高由下式決定式中：HD為裙座高度取5m。Np為總的實際板數，為46塊。HT為塔板間距為0.5m。St為人孔數，每隔8塊塔板開一個人孔，則St=5。為人孔處板間距，取0.6m。為進料板處塔板間距，取0.75m。為塔底空間高度，由上部算得為1.59m。則：Ht=5+(

56、46-2-3)0.5+50.6+0.75+1.59=30.84m管路阻力，設損失為2%，則。泵的揚程 H=Ht+=30.841.03=29.19m查型離心泵性能表 ,從各個方面考慮下來，IS80-65-160型泵較適合作回流泵，其有關參數為流量()揚程轉速()氣蝕余量泵效率%軸功率配帶功率303629002.5614.827.56、設計結果總匯表浮閥塔主要設計參數工藝參數參數名稱精餾段提餾段平均溫度tm ,91.22107.56平均壓力Pm ,Kpa 107.085122.125氣相流量體積Vs, m3/s2.3132.13液相體積流量Ls，m3/s0.0075590.01732實際塔板數1927有效段高度Z,m913塔徑D，m1.81.8板間距HT ,m0.50.5溢流形式單溢流單溢流降液管形式弓形降液管弓形降液管堰長lW，m1.31761.3176堰高hW，m0.045