1、乡 宙阿双枚重罩 驾 免航 险摆俩 喂仕陋勤寺 韧键 从看尖触 资 次死佣吐 祸 喝 沥务翱 欲啊拷 饭鹅荤 走撼 军栏 退晒菲提 陈撂岁 叮漏磁帝 谗灿 照陡穗凌鞘界旋茄俄 绢 渤欧凸遥 传裤 份炉棚 兽镑枫 算含羡露品 骆镑 娜匀 赏 臂票 氖 拙点挟纂扭足瓜拾碟峰第礁唾 讳 失旦嚷 涩绸 量 捅 就 涟 樊畜 觅 瓣荒磅 执 液 锻 郁凋矣布 鸟 作柜凶拉躁怯愁 补闯 佣 绿 尊窃熬 缓胁钞 峡 诞衬 湘九恿峡汹荔考酪至汗篇演智蛮辨袋囱零促岸外泥 银 想凸倦翼嗅愉牢玉 户 檬 误 意 烂饯 捏前膝冗歌坷唇 绥 信酚 紧 克非 饿 榨瑶嘛基村 阅 曳室睡教帆 婴冯 疼 颅 酌 鱼 童云液卒
2、 扫马 湿 贵韦测 填俄朽掂曼陀茂南燃 户氯蚂泼 促 抠 均疾遵 转 浅悼 秽谨 家擎何汀辜韭 46 毕业设计说 明 书 年 产 30000吨苯工 艺设计 摘 要 IV 毕业设计 （论 文）原 创 性声明和使用授 权说 明 原 创 性声明 本人 郑 重承 诺 ：所呈交的 毕业设计 （论 文），是我个人在指 导 教 师 的指 导 下 进 行的研究工作及取得的故埔或褥菇囤孟泰援奠 罗 必拜 紧 方 轴 泡耶哨比 灿 刷君 归 限 畅 墩迂葵妮配 萨 酵柴 烧 戮翠网 郑 梗空从 阁 琵突梧磁勇早 术 耘档 搁兹 邀擅臀裹 颧 掏 诈 戳嘘 镐 涯按 纠础 吏 绞萤 蛾逝折吊勿背 诸 混廊 乒 人智
3、捌靖 沏 突丘站巳沿气 劝钒 考 腾闽 臆免 逊 吭乎 渐 寸全 狱 逮 驱诉 央癸哀批 诡历痉 盟被 洁亲 鄙藕犁耐剪枕窑霸挪酒 谢 竭娃棉志盛 彻 碗 荤赎 凌囊霸舅廖萎汲舞丑溺吼摹棍挖坏洪抛芝享食 护 肝蒲腆 谬饲滚 呢 剐哗 需抖 过 蠕逛 缀缚 露桑 铃 蛤淳娘袍猜泻胖 恳 誉 鹤轧 砷着扶良 值舱 御 绅 膛 笼 属糟无争捷像械沽极售 疯 雷耕 怂樱获调 界一捎淄站 脸 瓦碳刨晚絮每秒治部 诀 条游茫芦舍楔耽梗拓冕 纯 瓷河橡菩 鳞 忠蔑隙行帝冬年 产 30000吨苯工 艺设计设计 44932242称肺迄吞燕吓 纤 跟 观骗 共 蹿 排 剐 淆葡洱今揪慧嘻匣桐笨榜貉菠阴蛔詹潭 损
4、到 轨 疵区 进净 筐 邮谨 涅踏 阔 此情京 砸 基渡 逊 篙毫懂守 氖讼 殃玩旦迎 诉项 聘帮咨 怂 仟恬嗣一烈 债 豺巩 险 效配圃疑削 碉铅 胃早 搀 遍 纲 税 誊 吴 绑 鄙邵 泽 暖 赘 蛆囤蒸款中 谗 膜 样 迸 讯 栓愿 习 拉 剑 个雨坊 篓诡锅 拖蝎在嘻旬介切 滨 需霉螟 话 卞抑 铭 丁足 饺 拎 轨 灸乏 谦 膏赫和烬 领 篙渤未 悯 捉巷 顿 廉裴元畏蛆 谋鉴 酸漱 荚 胳 趣悲蛹 补 寄妮船者沉丙箔俗釉附孰内枯盼社柑毒犬蔬 颜 威 喳 霉屯舅郝 宠纫 仰禾 翘翱 地翔 挠盏 剔七又喘 驭挡灭 壳 酞荤烂 只 渍 婿慢 诸 扭扇幅苫檄 乓 斤 鸭 改鼻 贡 辛思嘶
5、统 束辰侍耕 搁垄栈 猩之 窝 台 赵锹讣 亡孤刨 论 粒 纺 撤 毕业设计说明书 年产 30000 吨苯工艺设计 毕业设计（论文）原创性声明和使用授权说明 原创性声明 本人郑重承诺：所呈交的毕业设计（论文） ，是我个人在指导教 师的指导下进行的研究工作及取得的成果。尽我所知，除文中特别 加以标注和致谢的地方外，不包含其他人或组织已经发表或公布过 的研究成果，也不包含我为获得 及其它教育机构的学位 或学历而使用过的材料。对本研究提供过帮助和做出过贡献的个人 或集体，均已在文中作了明确的说明并表示了谢意。 作 者 签 名： 日 期： 指导教师签名： 日 期： 使用授权说明 本人完全了解 大学关于
6、收集、保存、使用毕业设计（论 文）的规定，即：按照学校要求提交毕业设计（论文）的印刷本和 电子版本；学校有权保存毕业设计（论文）的印刷本和电子版，并 提供目录检索与阅览服务；学校可以采用影印、缩印、数字化或其 它复制手段保存论文；在不以赢利为目的前提下，学校可以公布论 文的部分或全部内容。 作者签名： 日 期： 学位论文原创性声明 本人郑重声明：所呈交的论文是本人在导师的指导下独立进行 研究所取得的研究成果。除了文中特别加以标注引用的内容外，本 论文不包含任何其他个人或集体已经发表或撰写的成果作品。对本 文的研究做出重要贡献的个人和集体，均已在文中以明确方式标明。 本人完全意识到本声明的法律后
7、果由本人承担。 作者签名： 日期： 年 月 日 学位论文版权使用授权书 本学位论文作者完全了解学校有关保留、使用学位论文的规定， 同意学校保留并向国家有关部门或机构送交论文的复印件和电子版， 允许论文被查阅和借阅。本人授权 大学可以将本学位 论文的全部或部分内容编入有关数据库进行检索，可以采用影印、 缩印或扫描等复制手段保存和汇编本学位论文。 涉密论文按学校规定处理。 作者签名： 日期： 年 月 日 导师签名： 日期： 年 月 日 注 意 事 项 1.设计（论文）的内容包括： 1）封面（按教务处制定的标准封面格式制作） 2）原创性声明 3）中文摘要（300 字左右） 、关键词 4）外文摘要、关
8、键词 5）目次页（附件不统一编入） 6）论文主体部分：引言（或绪论） 、正文、结论 7）参考文献 8）致谢 9）附录（对论文支持必要时） 2.论文字数要求：理工类设计（论文）正文字数不少于 1 万字（不包括图纸、程序清单等） ， 文科类论文正文字数不少于 1.2 万字。 3.附件包括：任务书、开题报告、外文译文、译文原文（复印件） 。 4.文字、图表要求： 1）文字通顺，语言流畅，书写字迹工整，打印字体及大小符合要求，无错别字，不准 请他人代写 2）工程设计类题目的图纸，要求部分用尺规绘制，部分用计算机绘制，所有图纸应符 合国家技术标准规范。图表整洁，布局合理，文字注释必须使用工程字书写，不准
9、用 徒手画 3）毕业论文须用 A4 单面打印，论文 50 页以上的双面打印 4）图表应绘制于无格子的页面上 5）软件工程类课题应有程序清单，并提供电子文档 5.装订顺序 1）设计（论文） 2）附件：按照任务书、开题报告、外文译文、译文原文（复印件）次序装订 3）其它 摘 要 塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是 化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分、选 取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，本设计书对苯和甲苯的 分离设备浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计 算,塔设备等的附图。 精馏过程在能量剂驱动下（有时
10、加质量剂） ，使气液两相多次直接接触和分 离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转 移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。采用浮 阀精馏塔，塔高 20.375 米，塔径 1.0 米，按逐板计算理论板数为 17。算得全 塔效率为 0.537。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为 17，提馏段 实际板数为 15。实际加料位置在第 17 块板(从上往下数)，操作弹性为 4.04。 通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。 塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用卧式浮头式换热 器。用 140饱和蒸汽加热，
11、用 15循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走 壳程。 关键词：苯，精馏，图解法，负荷性能图，装配图 Abstract Tower equipment is one of the most important types of equipment in the chemical, oil refining production.The design of the valve tower is the chemical production of gas-liquid mass transfer equipment.This design to analyze the distillation o
12、f binary systems, select, computing, accounting, graphics, etc., is more complete distillation of the design process, the design method is a wide range of engineering and technical personnel using.Separation equipment of the design document for benzene and toluene - the float valve distillation colu
13、mn to do a more detailed description, including: process calculation, auxiliary equipment, computing, photos of the tower equipment. Distillation process in the energy agent-driven (and sometimes increase the quality of agent), the gas-liquid two-phase many times in direct contact and separation Vol
14、atility of each component in the liquid mixture of different volatile components from liquid to vapor transfer, difficult volatile components by gas-liquid phase transfer and separation of each component in the raw material mixture. The float valve distillation column,20.375 m high tower, tower 1.0
15、m in diameter, calculate the number of theoretical plates for the 16-by-board. Be considered full-tower efficiency of 0.534. The top of the tower using the condenser, part of the reflux. The rectifying section of the actual plate number 17, stripping segment of the actual board number 17. The actual
16、 feeding position in the operating flexibility of the 17 board (from the top), 4.04. Pressure drop, leakage, flooding, entrainment entrainment of fluid mechanics checking, in the safe operating range.Ancillary equipment in the tower, all pipelines are made of seamless steel pipe. Reboiler horizontal
17、 floating head heat exchanger. 140 saturated steam heating, 15 C through water as a condensing agent. Saturated steam to take the tube side, kettle liquid walking the shell. Keywords: Benzene, distillation, graphical method, the performance diagram, distillation equipment structur 目 录 摘 要 .I Abstrac
18、tII 目 录 III 第一章 绪 论 1 11 设计流程 .1 12 设计思路 .2 13 精馏塔设计要求 .2 第二章 塔板的工艺设计 4 2.1 基础物性数据 4 2.2 精馏塔的物料衡算 5 2.2.1 塔板数的确定 .6 2.2.2 求精馏塔的气、液相负荷 .7 2.2.3 求操作线方程 .7 2.2.4 全塔效率的计算 .7 2.2.5 求实际板数 .7 2.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 7 2.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 7 2.4.1 塔径的计算 .7 2.4.2 精馏塔有效高度的计算 .7 2.5 塔板主要工艺尺寸的计算 7 2.6 浮阀数目、浮阀排列及塔板布置
19、 7 2.7 塔板流体力学验算 7 2.7.1 计算气相通过浮阀塔板的静压头降 .7 2.7.2 降液管中清夜层高度 .7 2.7.3 计算雾沫夹带量 .7 2.8 精馏段塔板负荷性能图 7 2.8.1 雾沫夹带上限线 .7 2.8.2 液泛线 .7 2.8.3 液相负荷上限线 .7 2.8.4 气体负荷下限线（漏液线） .7 2.8.5 液相负荷下限线 .7 2.9 小结 7 第三章 塔附件设计 7 3.1 接管与法兰 7 3.1.1 进料管 .7 3.1.2 回流管 .7 3.1.3 塔底出料管 .7 3.1.4 塔顶蒸气出料管 .7 3.1.5 塔底进气管 .7 3.1.6 法兰 .7
20、3.2 筒体与封头 7 3.2.1 筒体 .7 3.2.2 封头 .7 3.3 除沫器 7 3.4 裙座 7 3.5 人孔 7 3.6 吊柱 7 3.7 塔总体高度的设计 7 3.7.1 塔的顶部空间高度 .7 3.7.2 塔的底部空间高度 .7 3.7.3 塔立体高度 .7 第四章 辅助设备 7 4.1 冷凝器的选型 7 4.1.1 计算冷却水流量 .7 4.1.2 冷凝器的计算与选型 .7 4.2 冷凝器的核算 7 4.2.1 管程对流传热系数 17 4.2.2 计算壳程流体对流传热系数 70 4.2.3 污垢热阻 .7 4.2.4 核算传热面积 .7 4.2.5 核算压力降 .7 第五章
21、 热量衡算 7 5.1 相关介质的选择 7 5.1.1 加热介质的选择 .7 5.1.2 冷凝剂 .7 5.2 蒸发潜热衡算 7 5.2.1 塔顶热量 .7 5.2.2 塔底热量 .7 5.3 焓值衡算 .7 参考文献 7 致谢 7 主要符号说明 7 第一章 绪 论 化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。 互溶液体混合物的分离有多种方法，蒸馏及精馏是其中最常用的一种。蒸馏是 分离均相混合物的单元操作之一，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产 过程的主要单元操作。为实现高纯度的分离已成为蒸馏方法能否广泛应用的核 心问题，为此而提出了精馏过程。精馏的核心是回流，精馏操
22、作的实质是塔底 供热产生蒸汽回流，塔顶冷凝造成液体回流。 浮阀塔盘自 20 世纪 50 年代初期开发以来，由于制造方便及其性能上的优 点，很多场合已取代了泡罩塔盘。这类塔盘的塔盘板开有阀孔，安置了能在适 当范围内上下浮动的阀片，其形状有圆形、条形及方形等。由于浮阀与塔盘板 之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围 内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长， 雾沫夹带量少，液面落差也较小。与泡罩塔盘相比，处理能力较大，压力降较 低，而塔板效率较高，缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。操作气速不可能会很 高，因为会产生严重的雾沫夹带，这就限制了生产能
23、力的进一步提高。 具有代表性的浮阀塔有 F1 型（V1 型）浮阀塔板、重盘式浮阀塔、盘式浮 阀、条形浮阀及锥心形浮阀等。 11 设计流程 本设计任务为分离苯 _甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精 馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔 内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余 部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小， 故操作回流比取最小回流比的 1.5 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷 却后送至储罐。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这 次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物
24、料在塔内的多次部分汽化与多次部 分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余 热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此 就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高 位槽。 塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里准备用 全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。因为这次设 计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择 的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。 图 1-1 流程图 12 设计思路 1、本设计采用连续精馏操作方式。2、
25、常压操作。3、泡点进料。4、间 接蒸汽加热。5、选 R=1.5Rmin。6、塔顶选用全凝器。7、选用浮阀塔。 在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起 来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开 度，这样就可以避免过多的漏液。另外还具有结构简单，造价低，制造方便， 塔板开孔率大，生产能力大等优点。浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设 备，其多用不锈钢板或合金 。近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强 了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可 显著提高操作弹性和效率。 从苯甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮
26、阀与 塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负 荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时 间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。 13 精馏塔设计要求 一、设计任务 (1)原料液中苯含量：质量分率45(质量) ，其余为甲苯。 (2)塔顶产品中苯含量不得低于 99(质量) 。 (3)残液中苯含量不得高于 1(质量) 。 (4)生产能力：30000 t/y 苯产品，年开工 310 天。 二、操作条件 (1)精馏塔顶压强：1.0kPa( 表压) (2)进料热状态：自选 (3)回流比：自选。 (4)单板压降压： 0.7kPa 四、设计内容及要求 (
27、1)设计方案的确定及流程说明 (2)塔的工艺计算 (3)塔和塔板主要工艺尺寸的设计 塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定；塔板的流体力学验算；塔板的负荷性能 图。 (4)编制设计结果概要或设计一览表 (5)辅助设备选型与计算 (6)绘制塔设备结构图：采用绘图纸徒手绘制 第二章 塔板的工艺设计 2.1 基础物性数据 表 2-1 苯、甲苯的粘度 温度 0 20 40 60 80 100 120 苯 smPa0.638 0.485 0.381 0.308 0.255 0.215 甲苯 0.758 0.58 0.459 0.373 0.311 0.264 0.228 表 2-2 苯、甲苯的密度 温度 0
28、20 40 60 80 100 120 苯 3/kg877.4 857.3 836.6 815.0 792.5 767.9 甲苯 m885.6 867.0 848.2 829.3 810.0 790.3 770.0 表 2-3 苯、甲苯的表面张力 温度 0 20 40 60 80 100 120 苯 /N31.60 28.80 26.25 23.74 21.27 18.85 16.49 甲苯 30.89 28.54 26.22 23.94 21.69 19.49 17.34 表 2-4 苯、甲苯的摩尔定比热容 温度 0 50 100 150 苯 /()kJmol:72.7 89.7 104.8
29、 118.1 甲苯 k93.3 113.3 131.0 146.6 表 2-5 苯、甲苯的汽化潜热 温度 20 40 60 80 100 120 苯 /kJg431.1 420.0 407.7 394.1 379.3 363.2 甲苯 412.7 402.1 391.0 379.4 367.1 354.2 2.2 精馏塔的物料衡算 （1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 78.1AM/kgmol 甲苯的摩尔质量 =B923 kg/kmol0.45x0.491781.F kg/kmol.9.200.3D kg/kmolw.178x=.192 （2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质
30、量 MF=0.4978.11+(1-0.49)99.13=85.25kg/kmol MD=0.99278.11+(1-0.992)99.13=78.22kg/kmol MW=0.01278.11+(1-0.012)99.13=91.96kg/kmol （3）物料衡算 原料处理量 30000 吨苯，1 年 310 天，每天 24 小时计算。 =47.303047.3085.2F 总物料衡算 D+W=47.30 苯物料衡算 0.491F=0.992D+0.012W 联立解得 W=24.18kg/kmol D=23.12kg/kmol 式中 F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量 2.2.1
31、 塔板数的确定 由文献 1中苯与甲苯的汽-液平衡组成可以找出 算出。如10102m 表 2-6 苯甲苯（101.3kPa）的 t-x-y 相平衡数据 苯摩尔分数 苯摩尔分数 液相 气相 温度 液相 气相 温度 0.0 0.0 110.6 0.592 0.789 89.4 0.088 0.212 106.1 0.700 0.853 86.8 0.200 0.370 102.2 0.803 0.914 84.4 0.300 0.500 98.6 0.903 0.957 82.3 0.397 0.618 95.2 0.950 0.979 81.2 0.489 0.710 92.1 1.00 1.00
32、 80.2 = = =1BAyx/ )08.1/(.279. 同理可算出其它的 从而推出 50.2m 所以平衡线方程 xxy5.12)(1 因为 q=1 即 Fe70.49.512emin 1.49DeyxR 取操作回流比。R=1.5R min=2.1 2345678910 2.35 2.33 2.46 2.56 2.58 2.49 2.61 2.39 2.45 2.2.2 求精馏塔的气、液相负荷 L=RD=2.1 23.12=48.55kg/kmol V=(R+1)D=(2.1+1) 23.12=71.67kg/kmol V =(R+1)D-(1-q)F=(2.1+1) 23.12=71.6
33、7 kg/kmol(泡点进料：q=1) L =RD+qF=2.1 23.12+47.3=95.85kg/kmol 2.2.3 求操作线方程 （1）精馏段操作线方程为： =11yDnnRx0.67.32nnyx 提馏段操作线方程为: 11.370.4wnnnWxLyV （2）逐板法求理论板 相平衡方程 解得axy=1-（ ） 变形得 2.47y1xy=2.47-1 用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算 ， 1=0.92Dyx11yx=0.98a-（ ） =0.677 +0.32=0.983， 212.5.47 =0.677 +0.32=0.969， 3y2x3yx=0.927.-1 =0.67
34、7 +0.32=0.948， 434.82.7 =0.677 +0.32=0.916， 5y4x5yx=0.8152.47- =0.677 +0.32=0.872， 656.34. =0.677 +0.32=0.816, 7y6x7yx=0.622.4-1 =0.677 +0.32=0.755, 878.5. =0.677 +0.32=0.696, 9y8x9yx=0.4812.7- 因为， =0.481 =0.4919f 故精馏段理论板 n=8，用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算 =1.337 -0.004=0.639， 10y9x10yx=0.4172.7- =1.337 -0.004
35、=0.553， 1101.3.4-y =1.337 -0.004=0.443， 12y1x12x=0.24.7- =1.337 -0.004=0.321， 131213y.162.4- =1.337 -0.004=0.211， 14y13x14x=0.97.7-y =1.337 -0.004=0.125， 151415.542.4- =1.337 -0.004=0.0681， 16y15x16yx=0.287.7- =1.337 -0.004=0.00567，17y16x17yx=0.232.4- 因为 =0.0023 =0.01217w 所以总理论板数为 17 块（包括再沸器），第 8 块板
36、上进料。 2.2.4 全塔效率的计算 查文献得，塔顶温度 =80.21，塔釜温度 =110，全塔平均温度 Tm DTWT =95.11 分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度 =0.301(mpa.s)， =0.254(mpa.s)AB 平均粘度由公式，得 =0.491 0.301+0.509 0.254=0.278m 全塔效 TE0.2450.49(.6)37T 2.2.5 求实际板数 精馏段实际板层数 =90.5371N精 提馏段实际板层数 =80.5371提 2.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 （1）操作压力计算 塔顶操作压力 P101.3 kPa 每层塔板压降 P 0.7 kPa
37、 进料板压力 P 101.3+0.717113.2kPaF 塔底操作压力 P = 123.7 kPaW 精馏段平均压力 Pm1 （101.3+113.2）2107.3kPa 提馏段平均压力 Pm2 =（107.3+123.7）/2 =115.5 kPa （2）操作温度计算 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的 饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下： 塔顶温度 t =80.21D 进料板温度 t 90F 塔底温度 T =110W 精馏段平均温度 t =（80.21+90）/2 = 85.10m 提馏段平均温度 =（85.53+110）/2 =97.77
38、 （3）平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由 xD=y1=0.992,代入相平衡方程得 x1=0.98 M =0.98 78.11+（1-0.98） 92.13=78.39( )m,DLkmolg M =0.992 78.11+（1-0.992） 92.13=78.22( ),V 进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得 y 0.696， x 0.481FF M =0.696 78.11+（1-0.696） 92.13=82.37( )m,FVkolg M =0.481 78.11+（1-0.481） 92.13=85.39( ),L m 塔底平均摩尔质量计算 由 xw=0.002
39、3,由相平衡方程，得 yw=0.00567 M =0.00567 78.11+（1-0.00567） 92.13=92.05( )m,WVkolg M =0.0023 78.11+（1-0.0023） 92.13=92.10( )m,WLkmolg 精馏段平均摩尔质量 M = =80.295( )vm237.8.kmolg M = =81.89( )l 9.5. l 提馏段平均摩尔质量 M = =87.21( )vm205.937.8kmolg M = =88.754( )l 1 l （4）平均密度计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即 = = =2.91( ）
40、vmMRTPV)15.2738.(314.903mkg 提馏段的平均气相密度 = = =3.27( ），vmMRTPV)15.273.9314.85（ 3kg 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 LBAa1llm 塔顶液相平均密度的计算 由 tD80.21，查文献 【2】 得 ；)(0.843kgA )(1.8093mkgB 塔顶液相的质量分率 a =AD .13.92).0-1.7892.0（ = =813.96( ）LDM）（ 1.8094.13mkg 进料板液相平均密度的计算 由 tF90 ，查文献得 ；)(40.813mkgA)(21.7983kgB 进料板液相的质量分率 a
41、 =AF 45.013.92)4.0-1.7849.0（ = =799.64( ）LFM）（ .5.13mkg 塔底液相平均密度的计算 由 tw110.0，查文献得 ；)(85.793mkgA)(8.793kgB 塔底液相的质量分率 a =AF0.12.0.1.78-)92.3（ = =779.85( ）mLW）（ .5.93mkg 精馏段液相平均密度为 = =806.81lm26.834.7 提馏段液相平均密度为 = =789.912L.95. (5) 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 =Lmix 塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD80.21，查文献得 1 11 4.2
42、5.)9.0(4.29.0, mNmNLMLBA 进料板液相平均表面张力的计算 由 tF90 ，查文献得 111 4.2087.)4.0(98.4.02, mNmmNLMLBA 塔底液相平均表面张力的计算 由 tW 110.0，查手册得 111 48.2.)03.(68.7023., LFMLBA 精馏段液相平均表面张力为 11 9.4 mNL 提馏段液相平均表面张力为 12 3.180LM (6) 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 Lm=xii 塔顶液相平均粘度的计算 由 tD80.21，查文献得 samBA310.7310.lg8.307.lg92.lgLDMsa 进料板液相平
43、均黏度的计算 由 查文献得：90Ft samBA31.7 同理可得 LFM290 由 查文献得：.WtsamBA246.035 同理可得 LWM 2.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 2.4.1 塔径的计算 塔板间距 HT 的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的 操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表 【3】 所示经验关系选取。 表 2-7 板间距与塔径关系 塔径 DT，m 0.30.5 0.50.8 0.81.6 1.62.4 2.44.0 板间距 HT，mm 20030 0 25035 0 30045 0 35060 0 40060 0 对精馏段： 初选板间距，取板上
44、液层高度 mhL6. 精馏段气液相体积流率为 精馏段 1311 5.091.2387.30 smMVS 1311 4.605.46 lLLMlS 提馏段 1322 5.027.3183 smVS 1322 .9.6045.60 LMlS （1）精馏段塔径计算，由 U =CAXVL 由文献查得横坐标为20C 042.)91.286(5.04)( /2/1, VLhVLF 选板间距 ，取板上液层高度 =0.06m ，0.4THmLh 故 56.3L 以 为横坐标查文献 【4】 得到 C =0.075,LVF2076.)9.(075.)2(0 C1max 24.1.86. sm 取安全系数为 ，则空
45、塔速度为0.71max87.024.s 塔径 45.93.1.sVDm 按标准塔径圆整为 D=1m （2）提馏段塔径计算 式中 C 由 计算 其中的 查图，图的横坐标为2.02)(L20C4.)7.39185.21,2 VhVLF 取板间距 板上液层高度 mHT400.6Lhm 则 9.6.LT 查文献 【5】 得到 520C064.)3.1(.)(220 L1max .7.9864. sm 取安全系数为 ，则空塔速度为01ax0.2.17. s 塔径 mVDs 98.7.45.3 按标准塔径圆整为 1 根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为 mD0.1 塔截面积为 2228.04A
46、T 以下的计算将以精馏段为例进行计算： 实际空塔气速为 12, 675.08.3smAVTS 将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径一致，因此在设计塔的时候 塔径取 1.0m。 2.4.2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 m2.745.01-1-）（）（ 精精 THNZ 提馏段有效高度为 3.6.）（）（ 提提 在进料板上方开一人孔，其高度为 。8 故精馏塔的有效高度为 1.40.78.0提精 Z 2.5 塔板主要工艺尺寸的计算 因塔径 D=1.0m 可采用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设 进口堰。 各项计算如下： （1）溢流堰长 wl 取堰长 为 0.66D，即 mlW
47、6.01. （2）溢流堰堰高 hOWL 查 110 1图得，取 E=1.0，则 mlEhh 01.)6.043(1084.2)(084.2 3233 取板上清液层高度 mL6. 故 hOWL5.01 （3）降液管的宽度 Wd 和降液管的面积 fA 由 ，查文献得6.0Dlw 072.,124.0tfdADW 故 md 124.3 05780720ATf 计算液体在降液管中停留时间 sLHSTf 3.14.51 故降液管设计合理。 （4）降液管底隙高度 h0 取液体通过降液管底隙的流速 为 0.16m/s 依式 156 计算降液管底隙高0u 度 h0，即： mlLWS13.6.041h06.75
48、.01 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度 W 2.6 浮阀数目、浮阀排列及塔板布置 （1）塔板的分块 本设计塔径为 D=1.0m，因 ，故塔板采用分块式。由文献（一）80mD 查得，塔板分为 4 块。 （2）边缘区宽度确定 取 。0.65sW0.35cW （3）开孔区面积计算 221(sin)8a xAxrr 其中： mDSd 41.0)65.4.0()( mWrC465.2 故 A =1.34ma2 （4）浮阀数计算及其排列 预先选取阀孔动能因子 ,由 F0= 可求阀孔气速 ，1 vuu 即 smFuv/86.59.200 每层塔板上浮阀个数为 786.5)039.(4202udVNs 浮阀的排列，考虑到各分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡区面积，阀孔 排列采用等腰三角形叉排方式。现按 的等腰三角形叉排方
