【正文】 閥塔板間距參考數(shù)值得，所選板間距 ? 合理。 精餾段的實際板數(shù)為 ： 9 ??精(層 ) 提餾段的實際板數(shù)為： 9 18 ??提（層） 實際是在第 19塊塔板進料的。 第 2 章 塔的工藝 計算 物料衡算： (1) 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率 苯的摩爾質量： 78k g/km olAM ? ；甲苯的摩爾質量： 92k g/km olBM ? 質量分數(shù) ? ； ?DX ； W ? .將進料、塔頂和釜液的濃度以摩爾分數(shù)表示為： 35%78 0. 38 8435 % 65 %78 92Fx ??? 98%78 % 2%78 92Dx ??? 1. 7%78 0. 021. 7% 98 .3 %78 92wx ??? （ 2）原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量 原料液的平均摩爾質量： 7 8 0 .3 8 8 4 9 2 ( 1 0 .3 8 8 4 ) 8 6 .5 6 k g /km o lFM ? ? ? ? ? ? 7 8 0 .9 8 3 9 2 ( 1 0 .9 8 3 ) 7 8 .2 4 k g /km o lDM ? ? ? ? ? ? 78 2 92 ( 1 2) 91. 72 kg/km olWM ? ? ? ? ? ? （ 3）物料衡算 原料處理量： 15 3 6 0 0F 2 0 7 . 9 58 6 . 5 6 k m o l h ??? ? ? 總物料衡算 ： ?? 苯的 物料衡算 0. 3884＝ ＋ 聯(lián)立解得 ： kmol h???； kmol h??? 苯和甲苯的混合物是服從拉烏爾定律的理想溶液。 為確保設計的合理性，在本設計過程中，采用了最新化工工程標準及數(shù)據。具體的間壁式換熱器分為 1)帶膨脹節(jié)的 固定管板式 換熱器， 2)浮頭式換熱器 ,3)U 形管式換熱器 。換熱器是化工及其他許多工業(yè)部門的通用設備，在生產中占有重要地位。 新型的浮閥式精餾塔結合了泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點，具有結構簡單，制造方便，造價低，生產能力大，設備維護維修方便等的優(yōu)點。為此常采用對液流方向成錯排的三角形的排列方式。 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。 浮閥對材料的抗腐蝕性要求很高，一般都采用不銹鋼。 操作彈性大：由于閥片可以自由地伸縮以適應氣量的變化，故其維持正常操作所允許的負荷波動范圍比泡罩塔和篩板 塔都寬。這樣當氣量很小時，氣體仍能通過縫 隙均勻地鼓泡，而且由于閥片與塔板板面是點接觸，可以防止閥片與塔板的粘著與腐蝕。 優(yōu)點：結構簡單；金屬耗量少；造價低廉；氣體壓降小，板上液面落差也較??；其生產能力及板效率較泡罩塔為高?？仔木嗯c孔徑之比常在 ~4范圍之內。 （二）篩板塔 篩板塔是結構最簡單的塔板，是在塔板上升有許多均勻分布的篩孔。上升氣體通過齒縫被分散成 細小的氣泡進入液層。 幾種典型的溢流塔板 （一）泡罩塔 泡罩塔是最常的工業(yè)蒸餾操作所采用的塔板，每層塔板上裝有若干個短管作為上升蒸汽通道。液面落差大，能引起板上液體分布不均勻，降低分離效率。 溢流塔板 板間有專供液體流通的“降液管”，又稱“溢流管”。 六 、 能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等 。 原 料 原 料儲罐 原料預熱器 精 餾 塔 冷凝器 塔頂產品冷卻器 塔底產品冷卻器 再沸器 甲苯的儲罐 苯的儲罐 二 、 效率高：氣液兩相在塔內保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質效率。塔里的混合物不斷重復前面所說的過程，而進料口不斷有新鮮原料的加入。 流程的說明 ： 首先，苯和甲苯的原料混合物進入原料罐，在里面停留一定的時間之后，通過泵進入原料預熱器，在原料預熱器中加熱到泡點溫度，然后，原料從進料口進入到精餾塔中。 如苯和甲苯混合 溶液由塔中部加入，液體在塔內外于沸騰狀態(tài)，產生的蒸汽沿塔上升，從塔頂引出進入冷凝器冷凝，冷凝液一部分作為 塔頂產物（又稱餾出液），一部分回流至塔內作為液相回流，液相沿塔下降至塔底引出，一部分作為塔底產物（ 稱殘液），一部分進入再沸器，被加熱沸騰汽化作為塔內的上升蒸汽流， 汽、液兩 相在塔內直接接觸，實現(xiàn)熱和質的傳遞。 物質從一相轉移到另一相的傳質過程稱為“物質傳遞過程”。計算和設計這些之后進行了有關的力學性能計算和一系 列校核?！痹谛滦吞盍戏矫鎰t在努力的研究發(fā)展有利于氣液分布均勻、高效和制造方便的填料。更加強了對篩板塔的研究，提出了斜空塔和浮動噴射塔等新塔型。因此精餾塔操作彈性的好壞直接關系到石油化工企業(yè)的經濟效益。塔 設備的設計和研究，已經受到化工行業(yè)的極大重視。在化工生產中，塔設備的性能對于整個裝置的產品產量、質量、生產能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護等各個方面，都有非常重大的影響。 為了加強工業(yè)技術的競爭力，長期以來，各國都在加大塔的研究力度。同時我國還進口一些新型塔設備，這些設備的引進也帶動了我國自己的塔設備的科研、設計工作，加速了我國塔技術的開發(fā)。 問題研究 本設計是針對苯 — 甲苯的分離而專門設計的塔設備。 相關物性參數(shù) [1] （ 1）苯和 甲苯的物理參數(shù) 分子式 相對分子質量 沸點℃ 臨界溫度℃ 臨界壓力 MPa 苯（ A） 66CH ,898 甲苯（ B） 365CHCH (2)飽和蒸汽壓 苯 甲苯的飽和蒸汽壓可用 Antoine 方程計算 ln o BPAtC??? A B C 苯 甲苯 (3)苯 甲苯的相對密度 溫度℃ 80 90 100 110 120 苯 815 甲苯 810 (4)液體表面張力 /mN mA 80 90 100 110 120 苯 甲苯 (5)苯甲苯液體粘度 MPa 80 90 100 110 120 苯 甲苯 苯和甲苯的分離 進料 （一）分離原理 已知苯的沸點為 ℃，甲苯的沸點為 111℃，它們的沸點不同，根據這一性質，可采用蒸餾原理實現(xiàn)兩者的分離。通常把低沸點的組份稱為“易揮發(fā)組份”，把高沸點的組份稱這“難揮發(fā)組份”。 （二 ）特點 通過蒸餾操作，可以直接獲得所需要的產品，不像吸收、萃取等分離方法，還需要外加吸收劑或萃取劑，因而蒸餾操作流程通常較為簡單。因為被加熱到泡點，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。最終，完成苯與氯苯的分離。 三 、 流體阻力?。毫黧w通過塔設備時阻力降小，可以節(jié)省動力費用，在減壓操作是時，易于達到所要求的真空度。 此處苯和甲苯的分離采用的是板式塔。適當?shù)匕才沤狄汗艿奈恢眉把叩母叨?，可以控制板上液體的流經與液層厚度，從而獲得較高的效率。 穿流塔板 板間不設降液管，氣液兩相同時由板上孔道穿流而過，象這種塔板結構簡單、板上無液面落差、氣體分布均勻、板面利用率充分、可增大處理量及減少壓力降。稱為“升氣管”。板上的鼓泡液層或充分的鼓泡沫體，為氣液兩相提供了大量的傳質界面，液體通過降液管流下，并依靠溢流堰以保證塔板上存有一層厚度的液層。上升氣速通過篩孔分散成細小的流股，在板上液 層中鼓泡而出與液體密切接觸。 塔板上設置溢流堰，以使板上維持一定厚度的液層。 缺點：操作彈性范圍較窄，小孔篩板容易堵塞。 V4 型浮閥，閥孔被沖壓成向下彎曲的文丘里形，用于減少氣體通過塔板時的壓力降。 塔板效率高：由于上升蒸汽以水平方向吹入液層，故氣、液接觸時間較長，而霧沫夾帶量較小，板效率較高。 方案選擇 由以上各種塔的分析，可見浮閥塔具有下列優(yōu)點，根據這些優(yōu)點，該設計優(yōu)選浮閥塔。 4．氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及 液面落差比泡罩塔小。蒸汽自閥孔上升，頂開閥片，穿過環(huán)形縫隙，以水平方向吹入液層，形成泡沫，浮閥能隨著氣速的增減在相當寬的氣速范圍內自由升降，以保持穩(wěn)定的操作。加上閥片的采用自動適應進氣量，據有較大的操作彈性；上升氣流水平進入液層，增加了氣夜的接觸時間，從而增加了塔的操作效率。換熱器可分為混合式、間壁式 、蓄熱式和中間載熱體式四大類。在本設計中鑒于 U 形的優(yōu)點：結構簡單，造價低廉，殼程易清洗，熱補償范圍寬，易于維修，便于加工。以氣液相負荷最大的近釜塔板為設計板面，并將設計結果通過流體力學驗算、負荷性能校核加以分析并推廣至全塔，從而對浮閥式精餾塔的塔結構進行精確定位。在常壓下它們的蒸汽壓及汽液平衡數(shù)據，如下表所示： 表一 苯和甲苯的蒸汽壓及汽液平衡數(shù)據 [3] ）（ Ct0 KPaP苯 KPa甲苯P ? ?分數(shù)摩爾 苯x ? ?分數(shù)摩爾 苯y(tǒng) 0 0 由表一數(shù)據作如圖 21 等壓曲線（ tx圖） 1— 汽相 2— 液相 圖 21 苯 甲苯的等壓曲線 根據圖 21 可 確 定 塔 頂 ， 塔 釜 和 進 料 溫 度 分 別 為 ：0 0 08 0 .5 , 1 0 9 .6 , 9 5 .8Dwt C t C t C??? 再根據表 1數(shù)據畫出苯 — 甲苯的汽液平衡曲線如圖 22： f = 0 . 3 8 8 4 圖 22 苯 甲苯的 xy曲線 由于沸點進料（ q=1）， Xq=Xf=, 由圖 22 的平衡曲線圖可得 Yq= 由min DqqqxyR yx?? ? 可得 m i n 0 . 9 8 3 0 . 6 1 2 1 . 6 60 . 6 1 2 0 . 3 8 8 4DqqFxyR yx? ?? ? ??? 取實際操作回流比 m in1 .5 1 .5 1 .6 6 2 .4 9RR? ? ? ?， 則精餾段操作線方程為1 2 . 4 9 0 . 9 8 3+1 1 3 . 4 9 3 . 9 4DRy x x xRR? ? ??? 苯 甲苯二元物系在總壓 下蒸汽壓 ?AP 、 ?BP 由安托萬 Antoine方程 [1]計算： 1 2 0 6 .3 5 0l g 6 .0 2 2 3 2 2 2 0 .2 3 7AP t176。 塔的有效高度 ( 1 ) ( 36 1 ) 0. 46 16 .1pTZ N H m? ? ? ? ? ? 密度計算 苯 甲苯的 密度 [1] 溫度℃ 80 90 100 110 120 苯 3/kgm 815 甲苯3/kgm 810 1. 精餾段 液相 因為塔頂液相 中主要為苯，所以塔頂液相密度近似為 ? 時苯的密度，此時 ， LD? ? 3/kgm 液相體積流量3D1 9 8 . 0 8 7 8 0 .0 0 5 3 /3 6 0 0 3 6 0 0 8 1 4 . 4 5SLLML m s? ?? ? ??苯 氣相 因為塔頂氣相中也主要為苯，所以塔頂氣相密度近似為 ? 時氣體苯的密度 31 0 1 . 3 7 8 2 . 6 9 /8 . 3 1 4 ( 8 0 . 5 2 7 3 . 1 )VD PM k g mRT? ?? ? ???苯 氣相體積流量3D2 7 7 . 6 3 7 8 2 . 2 4 /3 6 0 0 3 6 0 0 2 . 6 9SVVMV m s? ?? ? ??苯 2. 提餾段 塔釜的氣液相密度相當于甲苯的氣液相密度，即 3= 78 0. 7 /LW kg mr 31 0 1 . 3 9 2 2 . 9 3 /8 . 3 1 4 ( 1 0 9 . 6 2 7 3 . 1 )Vw PM k g mRT? ?? ? ???甲 苯 液相體積流量 39。 112239。 根據計算，精餾段和提餾段塔徑 均圓整為 D=2