化工課程設(shè)計---苯與甲苯連續(xù)精餾

1、<p><b>　　學號：</b></p><p><b>　　一. 引言</b></p><p>　　苯的沸點為80.1℃，熔點為5.5℃，在常溫下是一種無色、味甜、有芳香氣味的透明液體，易揮發(fā)。苯比水密度低，密度為0.88g/ml，但其分子質(zhì)量比水重。苯難溶于水，1升水中最多溶解1.7 g苯；但苯是一種良好的有機溶劑，溶解有機分

2、子和一些非極性的無機分子的能力很強。</p><p>　　甲苯是有機化合物，屬芳香烴，分子式為C6H5CH3。在常溫下呈液體狀，無色、易燃。它的沸點為110．8℃，凝固點為－95℃，密度為0．866g／cm3。甲苯溫度計正是利用了它的凝固點比水很低，可以在高寒地區(qū)使用；而它的沸點又比水的沸點高，可以測110．8℃以下的溫度。因此從測溫范圍來看，它優(yōu)于水銀溫度計和酒精溫度計。另外甲苯比較便宜，故甲苯溫度計比水銀溫度

3、計也便宜。</p><p>　　分離苯和甲苯，可以利用二者沸點的不同，采用塔式設(shè)備改變其溫度，使其分離并分別進行回收和儲存。板式精餾塔、浮法塔都是常用的塔類型，可以根據(jù)不同塔各自特點選擇所需要的塔。</p><p>　　浮閥塔是近30年來新發(fā)展的一種新型氣液傳質(zhì)設(shè)備，浮閥塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩種塔板的優(yōu)點。主要的改革措施是取消了泡罩塔的升氣管，并以浮動的蓋

4、板—浮閥代替泡罩。浮閥可自由升降，根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開度，可使氣體在縫隙中的速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這樣，在氣量小時可避免過多的漏液，而氣量大時又不致壓降太大，使浮閥塔板具有優(yōu)良的操作性能。浮閥的類型很多。</p><p><b>　　二 文獻綜述</b></p><p>　　2.1苯-甲苯物化性質(zhì)</p><p>　　苯(benzene， C

5、6H6)有機化合物，是組成結(jié)構(gòu)最簡單的芳香烴，在常溫下為一種無色、有甜味的透明液體，并具有強烈的芳香氣味?？扇?，有毒，為IARC第一類致癌物。苯不溶于水，易溶于有機溶劑，本身也可作為有機溶劑。其碳與碳之間的化學鍵介于單鍵與雙鍵之間，因此同時具有飽和烴取代反應(yīng)的性質(zhì)和不飽和烴加成反應(yīng)的性質(zhì)。苯的性質(zhì)是以易取代，難氧化，難加成。苯是一種石油化工基本原料。苯的產(chǎn)量和生產(chǎn)的技術(shù)水平是一個國家石油化工發(fā)展水平的標志之一。苯具有的環(huán)系叫苯環(huán)，是最簡

6、單的芳環(huán)。苯分子去掉一個氫以后的結(jié)構(gòu)，用Ph表示。因此苯也可表示為PhH。密度 0.8786 g/mL 。熔點 278.65 K (5.51 ℃) 。沸點 353.25 K (80.1 ℃) 。溶解性：微溶于水，可與乙醇、乙醚、乙酸、汽油、丙酮、四氯化碳和二硫化碳等有機溶劑互溶。</p><p>　　甲苯是有機化合物，屬芳香烴，分子式為C6H5CH3。在常溫下呈液體狀，無色、易燃。它的沸點為110．8℃，凝固點為

7、－95℃，密度為0．866g／cm3。甲苯溫度計正是利用了它的凝固點比水很低，可以在高寒地區(qū)使用；而它的沸點又比水的沸點高，可以測110．8℃以下的溫度。因此從測溫范圍來看，它優(yōu)于水銀溫度計和酒精溫度計。另外甲苯比較便宜，故甲苯溫度計比水銀溫度計也便宜。</p><p>　　甲苯不溶于水，但溶于乙醇和苯的溶劑中。甲苯容易發(fā)生氯化，生成苯—氯甲烷或苯三氯甲烷，它們都是工業(yè)上很好的溶劑；它還容易硝化，生成對硝基甲苯或

8、鄰硝基甲苯，它們都是染料的原料；它還容易磺化，生成鄰甲苯磺酸或?qū)妆交撬?，它們是做染料或制糖精的原料。甲苯的蒸汽與空氣混合形成爆炸性物質(zhì)，因此它可以制造梯思梯炸藥。</p><p>　　2 .2精餾及精餾流程</p><p>　　精餾是多級分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程。因此可是混合物得到幾乎完全的分離。精餾可視為由多次蒸餾演變而來的。</p><p&

9、gt;　　精餾操作廣泛用于分離純化各種混合物，是化工、醫(yī)藥、食品等工業(yè)中尤為常見的單元操作?；こ僧a(chǎn)中，精餾主要用于以下幾種目的:</p><p>　　1)獲得餾出液塔頂?shù)漠a(chǎn)品； 2)將溶液多級分離后，收集餾出液，用于獲得甲苯，氯苯等；</p><p>　　3)脫出雜質(zhì)獲得純凈的溶劑或半成品，如酒精提純，進行精餾操作的設(shè)備叫做精餾塔。</p><p>　　精餾過程中

10、采用連續(xù)精餾流程，原料液經(jīng)預熱器加熱到指定溫度后，送入精餾塔的進料板，在進料板上與自塔頂上部下降的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進行熱和質(zhì)的傳遞過程。操作時，連續(xù)地從再沸器取出部分液體作為塔底產(chǎn)品，部分汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中被全部冷凝，并將部分冷凝液用泵送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)冷卻器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。</p><

11、p>　　根據(jù)精餾原理可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，必須同時擁有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還有配原料液，預熱器、回流液泵等附屬設(shè)備，才能實現(xiàn)整個操作。</p><p><b>　　2.3精餾的分類</b></p><p>　　按操作方式可分為:間歇式和連續(xù)式，工業(yè)上大多數(shù)精餾過程都是采用連續(xù)穩(wěn)定的操作過程。化工中的精餾操作大多數(shù)是分離多組分溶液。多組分精餾

12、的特點：(1)能保證產(chǎn)品質(zhì)量，滿足工藝要求，生產(chǎn)能力大；(2)流程短，設(shè)備投資費用少；(3)耗能量低，收率高，操作費用低；（4) 操作管理方便。 </p><p>　　2.4 塔板的類型與選擇</p><p>　　塔板是板式塔的主要構(gòu)件，分為錯流式塔板和逆流式塔板兩類 ，工業(yè)應(yīng)用以錯流式 塔板為主，常用的錯流式塔板有：泡罩塔板、篩孔塔板和浮閥塔板。我們應(yīng)用的是浮閥塔板，因為它是在泡罩塔板和

13、篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩種塔板的優(yōu)點。它具有結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，造價低；塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大；由于閥片可隨氣量變化自由升降，故操作彈性大，因上升氣流水平吹入液層，氣液接觸時間較長，故塔板效率較高。</p><p>　　2.5.確定設(shè)計方案的原則</p><p>　　確定設(shè)計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)達到技術(shù)上最先進、經(jīng)濟上最合理的要

14、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：</p><p>　?。?）滿足工藝和操作的要求</p><p>　　所設(shè)計出來的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達到任務(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)進行調(diào)節(jié)，必要時傳熱量也可以進行調(diào)

15、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。計算傳熱面積和選取操作指標時，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)的可能波動。再其次，要考慮必須裝置的儀表（如溫度計、壓強計、流量計等）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。</p><p>　?。?）滿足經(jīng)濟上的要求</p><p>　　要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建費用。如前

16、所述在蒸餾過程中如能適當?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多蒸氣和冷卻水，也能減少電能的消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另一方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設(shè)備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設(shè)備費也有很大影響。</p><p><b>　　（3）保證安全生產(chǎn)</b></p><p>　　例如苯屬于有毒物料，不能讓其蒸氣彌漫

17、車間。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過大或者塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會使塔受到破換，因而需要安全裝置。</p><p>　　以上三項原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的，因此在此次設(shè)計中也會做到以上要求。</p><p>　　2.5.1 操作條件的確定</p><p>　　確定設(shè)計方案是指確定在整個精餾裝置的流程、各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和某些操作指標。例如組分的分離順序、塔設(shè)

18、備的型式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸氣的冷凝方式等。下面結(jié)合此次設(shè)計的需要，對某些問題進行闡述。</p><p>　　2.5.2 操作壓力</p><p>　　蒸餾操作通?？稍诔?、加壓和減壓下進行。確定操作壓力時，必須根據(jù)所處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性進行考慮。例如，采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導致塔徑增加，同時還需要使用抽

19、真空的設(shè)備。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應(yīng)該在加壓下進行蒸餾。當物性無特殊要求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰?。有時應(yīng)用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。本次設(shè)計中采用操作壓力：4kpa（塔頂表壓）。</p><p>　　2.5.3 進料狀態(tài)</p>

20、;<p>　　進料狀態(tài)與塔板數(shù)、直徑 、回流量及塔的熱負荷都有密切的關(guān)系。在實際的生產(chǎn)中進料狀態(tài)有許多種，但一般都將料液預熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計和制造提供了方便。本設(shè)計采用飽和液體泡點進料，即（q=1）。</p><p>　　2.5.4 加熱方式</p><p&

21、gt;　　蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸氣加熱，設(shè)置再沸器。有時也可采用直接蒸氣加熱。然而，直接蒸氣加熱，由于蒸氣的不斷通入，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，塔底殘夜中易揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍有增加。采用直接蒸氣加熱時，加熱蒸氣的壓力要高于釜中的壓力，以便客服蒸氣噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。</p><p><b>　　2.6工藝條件</b><

22、/p><p>　　生產(chǎn)能力：苯-甲苯混合液處理量32000t/a（噸/年）</p><p>　　原料組成：苯含量35%(質(zhì)量分數(shù))</p><p>　　進料狀況：熱狀況參數(shù)q=1（飽和液體泡點進料）</p><p>　　分離要求：塔頂苯含量不低于92%(質(zhì)量分數(shù))，塔底苯含量不大于0.5%(質(zhì)量分數(shù))</p><p>&l

23、t;b>　　廠址 ：臨沂地區(qū)</b></p><p>　　塔板類型:浮閥板式精餾塔（F1型）</p><p>　　生產(chǎn)制度:年開工300天，每天生產(chǎn)24小時</p><p>　　操作壓力：4KPa (塔頂表壓)</p><p>　　單板壓降不大于0.7 KPa</p><p><b>　　

24、2.7工藝流程圖</b></p><p>　　塔主要由筒體、封頭、塔內(nèi)構(gòu)件（包括塔板、降液管和受液盤）、人孔、進出口管和群座等組成。按照塔內(nèi)氣、液流動的方式，可將塔板分為錯流與逆流塔板兩類。工業(yè)應(yīng)用以錯流式塔板為主，常用的由泡罩塔、篩板塔、浮閥塔等。</p><p><b>　　圖1工藝流程圖</b></p><p><b&g

25、t;　　三 精餾塔工藝計算</b></p><p>　　3.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率</p><p>　　苯和甲苯的相對摩爾質(zhì)量分別為78.11 kg/kmol和92.14kg/kmol，原料含苯的質(zhì)量百分率為35%，塔頂苯含量不低于95%(質(zhì)量分數(shù))，塔底苯含量不大于0.5%(質(zhì)量分數(shù))，則：</p><p>　　原料液含苯的摩爾分率： &l

26、t;/p><p>　　塔頂含苯的摩爾分率： </p><p>　　塔底含苯的摩爾分率： </p><p>　　3.2原料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　由產(chǎn)品中甲苯的摩爾分率，可計算出產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　苯的摩爾質(zhì)量 甲苯的摩爾質(zhì)量</p><p&

27、gt;　　原料液的平均摩爾質(zhì)量： MF ＝78.11×0.388＋(1－0.388)×92.14＝86.696 kg/kmol</p><p>　　塔頂液的平均摩爾質(zhì)量： MD ＝78.11×0.9313＋(1－0.9313)×92.14＝79.073 kg/kmol</p><p>　　塔底液的平均摩爾質(zhì)量： MW＝78.11×0

28、.005893＋(1－0.005893)×92.14＝92.047 kg/kmol</p><p>　　3.3 全塔物料衡算</p><p>　　依題給條件：一年以300天，一天以24小時計， </p><p><b>　　全塔物料衡算：</b></p><p>　　進料液： F=32000000/=

29、51.26 kmol/h</p><p>　　總物料恒算： F=D+W</p><p>　　苯物料恒算： F×0.388=D×0.9313+0.005893×12.092</p><p>　　聯(lián)立解得： W＝30.10 kmol/h D＝21.16 kmol/h</p><p>　　式中

30、F------原料液流量 D------塔頂產(chǎn)品量 W------塔底產(chǎn)品量</p><p>　　3.4 塔板數(shù)的確定</p><p>　　由于泡點進料q=1,用內(nèi)插法求得進料液溫度</p><p>　　苯、 甲苯的飽和蒸汽壓由利用安托因[4]（Antoine）方程方程計算此溫度下苯(下標為1)和甲苯(下標為2)的飽和蒸汽壓分別為</p>&l

31、t;p>　　苯 l 甲苯 </p><p>　　進料狀況為飽和液體進料；苯-甲苯液相中同分子間作用力與異分子間作用力基本上相等，可視為理想溶液，遵循拉烏爾定律，故采用解析法[4]求最小回流比：</p><p>　　此時精餾段操作線方程為： （1）</p><p>　　相平衡方程：

32、 (2) </p><p>　　考慮到精餾段操作線離平衡線較近，選擇最適宜的回流比Ropt，Ropt=2Rmin，故取實際操作的回流比為最小回流比的2倍，即：</p><p>　　R=2Rmin =2×1.44=2.88</p><p>　　精餾塔的汽、液相負荷：</p><p>　　精餾段：液相流量：L=RD

33、=2.88×21.16=60.94 kmol/h</p><p>　　氣相流量：V=(R+1)D=(2.88+1)×21.16=82.10 kmol/h</p><p>　　提鎦段：液相流量：=L+F=60.94+51.26=112.2 kmol/h 氣相流量：=V=82.10 kmol/h</p><p>　　3.5理論塔板數(shù)的確定<

34、/p><p>　　精餾段操作線為： ==0.742+0.24 （3）</p><p><b>　　(4) </b></p><p>　　將(3)式值帶入(4)中得 提留段操作線為 （5） </p><p>　　理論板的計算方法：可采用逐板計算法、圖解法，在本次設(shè)計中采

35、用逐板計算法。泡點進料 q=1， 由（1）式可得 q=0.610 </p><p>　　第1塊塔板上升的氣相組成 </p><p>　　從第1塊板下降的液體組成由（1）式求取：</p><p>　　由第2板上升的氣相組成由（2）式求?。?第2板下降的液體組成： </p><p>　　第3板上升的氣相組成： 第3板下降

36、的液體組成： </p><p>　　第4板上升的氣相組成： 第4板下降的液體組成： </p><p>　　第5板上升的氣相組成： 第5板下降的液體組成： </p><p>　　因＜，故第五塊板為進料板</p><p>　　第6板上升的氣相組成： 第6板下降的液體組成： </p>

37、<p>　　第7板上升的氣相組成： y7= 0.3784 第7板下降的液體組成： x7=0.1977</p><p>　　第8板上升的氣相組成： y8=0.2681 第8板下降的液體組成： x8=0.1291</p><p>　　第9板上升的氣相組成： y9=0.1744 第9板下降的液體組成： x9=0.0788<

38、/p><p>　　第10塊板上升的氣相組成： 第10塊板下降的液體組成： </p><p>　　第11塊板下降的液體組成： 第11塊板下降的液體組成：</p><p>　　第12塊板下降的液體組成： 第12塊板下降的液體組成：</p><p>　　第13塊板下降的液體組成： 第13塊板下降的液體組成：</p><

39、;p>　　第14塊板下降的液體組成： 第14塊板下降的液體組成：</p><p>　　因＜，所以，所需總理論塔板數(shù)為=14塊，提餾段需10塊板。</p><p>　　3.6 實際塔板數(shù)的計算</p><p>　　表1常壓下苯——甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p><b>　　: </b></p>

40、<p>　　TD=81.71 ℃，塔釜溫度TW= 110.3℃，全塔平均溫度Tm = ℃。</p><p>　　精餾段平均溫度: = ℃</p><p>　　提餾段平均溫度: = ℃</p><p>　?。?）液體粘度 </p><p>　　式中，----液體溫度為T是粘度， T----液體溫度，

41、 A 、B----液體粘度常數(shù)</p><p>　　表2苯、甲苯粘度常數(shù)表</p><p><b>　　苯、甲苯粘度常數(shù)表</b></p><p>　　則可得：μA=0.2640 mPa·s ，μB=0.2723 mPa·s</p><p>　　塔頂平均粘度： μD=Σxiμi=0.9

42、313×0.2640+0.0687×0.2723=0.2645 mPa.s</p><p>　　塔釜平均粘度：μW=Σxiμi=0.005893×0.2640+0.9941×0.2723=0.2723 mPa.s平均粘度：=（μD+μW）×0.5=0.2684 mPa.s</p><p>　　(3)全塔效率：ET = ×0.49=

43、0.5420</p><p>　　精餾段實際板數(shù)： 提餾段實際板數(shù)： </p><p>　　實際總板數(shù)為： </p><p>　　4塔的精餾段操作工藝條件及計算</p><p><b>　　4.1平均壓強Pm</b></p><p>　　塔頂壓強： 取每層塔板的壓降 &

44、lt;/p><p>　　進料板： KPa </p><p><b>　　塔底壓強：</b></p><p><b>　　精餾段平均壓強： </b></p><p><b>　　提餾段平均壓強： </b></p>

45、;<p>　　4.2平均分子量Mm</p><p>　　(1)塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 </p><p>　　塔頂上升蒸汽平均摩爾質(zhì)量MVD：</p><p>　　塔頂下降液體平均摩爾質(zhì)量MLD：</p><p><b>　　加料處，</b></p><p>　　進料處上升

46、蒸汽平均摩爾質(zhì)量MVF：</p><p>　　進料處下降液體平均摩爾質(zhì)量MLF：</p><p>　　精餾段平均摩爾質(zhì)量 </p><p>　　4.3平均密度計算 (1)氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算， 精餾段的平均氣相密度即：</p><p>　　提餾段的平均氣相密度即：</p><p&g

47、t;　　(2)液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算，即 </p><p>　　表3 組分的液相密度([1]：附錄圖8)</p><p>　　由表5，內(nèi)插法計算塔頂:由tD＝81.71 ℃， =812.46 =807.63 </p><p>　　進料板: tF＝95.52 ℃，=797.27

48、 =795.48</p><p>　　塔釜：tW= 110.3℃ =777.55</p><p><b>　　=779.64</b></p><p>　　精餾段液相平均密度為 </p><p>　　提餾段液相平均密度為 </p><p>　　4.4液體平均表面

49、張力計算 液相平均表面張力依下式計算，即</p><p>　　表4 純組分的表面張力</p><p>　　根據(jù)表4用內(nèi)插法計算：塔頂：tD＝81.71℃ =20.99</p><p><b>　　=21.51 </b></p><p>　　進料板：tF＝95.52℃，</p><p>　　=1

50、9.94 =19.99</p><p>　　塔釜：tW= 110.3℃ </p><p>　　=17.461 =18.367</p><p>　　精餾段液相平均表面張力為</p><p>　　提餾段液相平均表面張力為</p><p>　　4.5液體平均粘度計算</p><p&

51、gt;　　液體平均粘度計算依下式計算，即lgμLm=∑xilgμi</p><p>　　以下表數(shù)據(jù)，利用內(nèi)插法 ：</p><p>　　表5 苯-甲苯液體粘度</p><p>　　塔頂：tD＝87.1℃ =0.305Pa·s</p><p>　　=0.308 Pa·s</p><p>

52、　　進料板：tF＝100.3 ℃ =0.272 Pa·s</p><p>　　=0.282 Pa·s</p><p>　　塔釜：tW= 110.3℃ =0.2325 Pa·s</p><p>　　=0.2532 Pa·s</p><p>　　精餾段液體平均粘度：

53、 Pa·s</p><p>　　提留段液體平均粘度： Pa·s</p><p>　　5精餾塔的塔體工藝尺寸計算</p><p><b>　　5.1塔徑的計算</b></p><p>　　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)?？蓞⒄障卤硭?/p>

54、示經(jīng)驗關(guān)系選取。</p><p>　　表10 板間距與塔徑關(guān)系</p><p>　　初選板間距，取板上液層高度</p><p>　　精餾段的氣、液相體積流率為</p><p>　　由式中的C公式 計算，其中C20由查負荷系數(shù)圖查取，圖的橫坐標為 </p><p>　　圖1 Smith氣相負荷因數(shù)關(guān)聯(lián)圖[7]：圖5

55、—1</p><p>　　HT-hL=0.40-0.006=0.34 m</p><p>　　查負荷系數(shù)圖得C20=0.075 </p><p>　　Vh.Lh分別為塔內(nèi)氣,液兩項的體積流量，m3/h; .分別為塔內(nèi)氣.液兩項密度；HT塔板間距 m ;hL塔上液層高度, m；取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 </p><p>　　按標準塔

56、徑圓整后為：D=1 m 塔塔截面積為： AT=π/4×D2=0.785 m2 </p><p><b>　　實際空塔氣速為: </b></p><p>　　提餾段的氣、液相體積流率為 </p><p>　　由式中的C公式 [7]5-5式計算，其中C20由查負荷系數(shù)圖 [7]：圖5—1.查取，圖的橫坐標為</

57、p><p>　　HT-hL=0.40-0.006=0.34 m</p><p>　　查負荷系數(shù)圖得C20=0.072 </p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 </p><p>　　圓整之后的精餾段與提餾段塔徑相同, 因此在設(shè)計塔的時候塔徑取1.0m。，</p><p>　　5.2精餾塔有效高度的計算<

58、;/p><p>　　精餾段有效高度：Z精=（Nj-1）HT=（8-1）×0.4=2.8 m</p><p>　　提餾段有效高度：Z提=（Nt-1）HT=（19-1）×0.4=7.2 m</p><p>　　在進料板上方開一人孔,其高度為0.8m，故精餾塔的有效高度為：</p><p>　　Z=Z精+Z提+0.8=2.8+7.2

59、+0.8=10.8m</p><p>　　6 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計與計算</p><p><b>　　6.1溢流裝置計算</b></p><p>　　因塔徑D = 1 m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項計算;</p><p>　?。?）溢流堰長LW 流去LW=（0.6～0.8）D 取<

60、/p><p>　?。?）出口堰高hw 對平直堰 ，（近似取E為1）</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提鎦段</b></p><p>　?。?）降液管的寬度Wd和降液管的面積Af</p><p>　　由，查查弓形降液管的參數(shù)圖[2]：

61、圖3—13</p><p>　　圖2 弓形降液管的參數(shù)</p><p><b>　　得，即：</b></p><p>　　依下式驗算液體在降液管中停留時間檢驗降液管面積即:</p><p>　　停留時間均大于5s,故降液管可以滿足要求。</p><p>　?。?）降液管的底隙高度ho</p&

62、gt;<p>　　精餾段：液體通過降液管底隙的流速一般為0.07~0.25 m/s，取液體通過降液管底隙的流速.則 </p><p>　　降液管底隙高度設(shè)計合理。故選用凹型受液盤，深度</p><p><b>　　6.2塔板布置</b></p><p>　　（1）塔板的分塊 因D≥800 mm故塔板采用分塊式[7] P86

63、5-3表 。塔板分為3塊。</p><p>　?。?）邊緣區(qū)寬度的確定 取</p><p>　?。?）開孔區(qū)面積 </p><p>　　其中 </p><p>　　6.3 浮閥的布置數(shù)目與排列</p><p>　?。?）精餾段：取閥孔動能因子F0=10，用下式求孔速u0,即 </p>

64、;<p>　　依式求每層塔板上的浮閥數(shù)，即： ＝＝74個</p><p>　　浮閥排列方式釆用等邊三角形叉排。取同一橫排的孔心距t=0.075m=75mm，則由下式估算孔心距t′，即 t′＝＝＝0.094 m</p><p>　　塔的直徑比較大,所以采用分塊板式.而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)，</p><p>　　排間距應(yīng)小于94mm,

65、故取t’=80mm</p><p>　　按t=75mm,t’=80mm 釆用等邊三角形叉排作圖（見下圖）得閥數(shù)N=78個</p><p>　　圖 3 F1型浮閥閥孔數(shù)目</p><p>　　按N＝78重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：</p><p>　　由可得F0＝5.978 =10.23</p><p>　　閥孔動

66、能因數(shù)變化不大，仍在9－12范圍內(nèi)。</p><p>　?。?）精餾段：取閥孔動能因子F0=12，用下式求孔速u0,即 </p><p>　　依式求每層塔板上的浮閥數(shù)，即： ＝＝78個</p><p>　　按N＝78重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)： </p><p>　　又可得F0＝6.657 =11.95 閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9－

67、12范圍內(nèi)。</p><p>　　由公式求得： 精餾段開孔率： </p><p><b>　　提餾段開孔率：</b></p><p>　　7浮閥塔的流體力學驗算</p><p>　　7.1氣相通過浮閥塔板的壓降</p><p><b>　　可根據(jù)計算</b></p&g

68、t;<p><b>　　7.1.1、精餾段</b></p><p>　?。?）干板阻力 </p><p><b>　　因，故 </b></p><p>　?。?）板上充氣液層阻力 取</p><p>　　（3）液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流

69、經(jīng)踏板的壓降相當?shù)母叨葹?</p><p>　　7.1.2、提餾段 </p><p>　　（1）干板阻力 </p><p><b>　　因，故 </b></p><p>　?。?）板上充氣液層阻力 取</p><p>　　（3）液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計，因

70、此與氣體流經(jīng)踏板的壓降相當?shù)母叨葹?</p><p>　　7.2、淹塔 為了防止淹塔現(xiàn)象，要求控制降液管中清液高度，</p><p><b>　　即</b></p><p><b>　　7.2.1、精餾段</b></p><p>　　（1）單層氣體通過塔板壓降所相當?shù)囊褐叨?</p&g

71、t;<p>　　（2）液體通過降液管的壓頭損失 </p><p>　?。?）板上液層高度 ，則</p><p><b>　　取已選定</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　可見 所以符合防止淹塔的要求</p><p><b

72、>　　7.2.2、提鎦段</b></p><p>　?。?）單板壓降所相當?shù)囊褐叨?</p><p>　?。?）液體通過降液管的壓頭損失 ：</p><p>　?。?）板上液層高度： 則</p><p><b>　　取，則</b></p><p>　　可見 ，所以符合防止淹塔的

73、要求</p><p><b>　　7.3、霧沫夾帶</b></p><p><b>　　泛點率 = </b></p><p><b>　　泛點率 = </b></p><p><b>　　板上液體流經(jīng)長度：</b></p><p>

74、<b>　　板上液流面積；</b></p><p><b>　　7.3.1 精餾段</b></p><p>　　取物性系數(shù)，泛點負荷系數(shù)</p><p><b>　　泛點率 = </b></p><p>　　對于大塔，為了避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點率不超過80%，由以上計算可

75、知霧沫夾帶能滿足（g液kg氣）的要求</p><p><b>　　7.3.2 提鎦段</b></p><p>　　取物性系數(shù)，泛點負荷系數(shù)</p><p><b>　　泛點率 = </b></p><p>　　由計算可知，符合要求、</p><p><b>　　八．

76、塔板負荷性能圖</b></p><p>　　8.1、霧沫夾帶線 泛點率 = </p><p>　　據(jù)此可計算出負荷性能圖中的霧沫夾帶線，按泛點率80%計算：</p><p><b>　?。?）精餾段</b></p><p><b>　　整理得 </b></p>

77、<p>　　由式子可知霧沫夾帶線為直線，通過取可算出</p><p><b>　?。?）提餾段</b></p><p><b>　　整理得：</b></p><p>　　由式子可知霧沫夾帶線為直線，通過取可算出</p><p>　　表6霧沫夾帶線 與值</p><p

78、><b>　　8.2、液泛線 </b></p><p>　　由此確定液泛線，忽略式中</p><p><b>　　而</b></p><p><b>　　（1）精餾段</b></p><p><b>　　整理得：</b></p>&l

79、t;p><b>　?。?）提鎦段</b></p><p><b>　　整理得：</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，取若干，算出相應(yīng)的值</p><p><b>　　表7 液泛線與值</b></p><p>　　8.3、液相負荷上限</p><p

80、>　　液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時間不低于3~5 s</p><p>　　液體降液管中停留時間s</p><p>　　以s作為液體在降液管中停留時間的下限，則</p><p><b>　　8.4、漏液線</b></p><p>　　對于型重閥，依=5作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則</p><

81、;p><b>　?。?）精餾段</b></p><p><b>　?。?）提留段</b></p><p>　　8.5、液相負荷下限線</p><p>　　取堰上液層高度作為液相負荷下限條件作出液相負荷下限線</p><p><b>　　取， 則</b></p>

82、;<p>　　由以上1~5作出塔板負荷性能圖 </p><p><b>　　圖3精餾負荷性能圖</b></p><p><b>　　; </b></p><p>　　圖4提鎦段性能負荷圖</p><p><b>　　由圖可看出：</b></p>

83、<p>　?。?）在任務(wù)規(guī)定的氣液負荷下的操作點（0.00175,0.616）(0.00357,0.62)處在適宜操作區(qū)的適中位置</p><p>　?。?）塔板的精餾段氣相負荷上限完全由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制,而提餾段由液相負荷上限控制, 操作下限由漏液控制.</p><p>　?。?）按固定的液氣比，由圖查出精餾段塔板的氣相負荷上限，氣相負荷下限 提留段塔板的

84、氣相負荷上限，氣相負荷下限</p><p>　　所以：精餾段操作彈性= ，提留段操作彈性= </p><p><b>　　九、接管尺寸的確定</b></p><p><b>　　9.1、進料管</b></p><p>　　本設(shè)計采用直管進料，管徑計算如下：</p><p>&

85、lt;b>　　取 則 </b></p><p>　　經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87），規(guī)格：</p><p><b>　　9.2、回流管</b></p><p><b>　　直管回流，</b></p><p><b>　　取 則</b><

86、/p><p>　　經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87），規(guī)格：</p><p><b>　　9.3、塔釜出料管</b></p><p><b>　　直管出料，取</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼

87、管（GB8163-87），規(guī)格： </p><p>　　9.4、塔頂蒸汽出料管</p><p>　　直管出氣，取出口氣速 則</p><p>　　經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87），規(guī)格：</p><p><b>　　9.5、塔釜進氣管</b></p><p>　　直管進氣，取氣速 則

88、</p><p>　　經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87），規(guī)格：</p><p><b>　　表8 設(shè)計結(jié)果總匯</b></p><p>　　十 設(shè)計過程的評述和討論</p><p>　　經(jīng)過長達兩周的設(shè)計，已基本完成了此次設(shè)計的要求，包括：</p><p>　　1、流程示意圖的繪制&

89、lt;/p><p>　　2、工藝參數(shù)的確定：塔內(nèi)精餾段、提餾段物質(zhì)的物性（溫度、密度、粘度、表面張力、 相對揮發(fā)度、體積流量），理論與實際塔板數(shù)，塔板效率</p><p>　　3、主要設(shè)備的工藝尺寸計算：板間距，塔徑，塔高，溢流裝置</p><p>　　4、流體力學計算：流體力學驗算，操作負荷性能圖及操作彈性。</p><p>　　我覺得這主要是

90、因為化工原理有一大塊我們沒有學習的原因</p><p><b>　　十一、參考文獻</b></p><p>　　[1]夏清、陳長貴. 化工原理（上冊）[M]. 天津:天津大學出版社，2005</p><p>　　[2]夏清、陳長貴. 化工原理（下冊）[M]. 天津:天津大學出版社，2005</p><p>　　[3]王國

91、勝. 化工原理課程設(shè)計[M]. 大連：大連理工大學出版社，2005</p><p>　　[4]阮奇、黃詩煌等. 化工原理優(yōu)化設(shè)計與解題指南[M].北京化學工業(yè)2001</p><p>　　[5]林愛光. 化學工程基礎(chǔ)學習指導與習題解答[M]. 北京：清華大學出版社，2003</p><p>　　[6]吳俊生、邵惠鶴. 精餾設(shè)計、操作和控制[M]. 北京：中國石化出版

92、社，1997</p><p>　　[7]侯文順. 化工設(shè)計概論[M]. 北京：化學工業(yè)出版社，2005</p><p>　　[8]柴誠敬，劉國維.化工原理課程設(shè)計[M].天津：天津科學技術(shù)出版社，1994 :111-205</p><p>　　[9]賈紹義，柴敬誠.化工原理課程設(shè)計[M].天津：天津大學出版社，2002 :204</p><p&g

93、t;　　[10]馬江權(quán)，冷一欣.化工原理課程設(shè)計[M].北京：中國石化出版社，2009 :153-170</p><p>　　[11]張新戰(zhàn).化工單元過程及操作[M].北京：化學工業(yè)出版社，1998: 70</p><p>　　[12]何潮洪，馮霄.化工原理[M].北京：科學出版社，2001 30-61</p><p><b>　　符號說明</b&g