【正文】 —氣體流量，m3／hVs——氣體流量，m3／s：Wc——邊緣無效區(qū)寬度，m；Wd——弓形降液管寬度，m；Ws——破沫區(qū)寬度，m；x——液相中易揮發(fā)的摩爾組成；或鼓泡區(qū)1/2的寬度，m；y——氣相摩爾組成；Z——板式塔的有效高度，m；希臘字母εo——板上液層充氣系數(shù)，無因次；θ——液體在降液管內(nèi)停留時間,s；μ——粘度，mPa輔助裝置的設計和選型；估算冷卻水用量和冷凝器的換熱面積、水蒸氣用量和再沸器換熱面積；。冷卻水進口溫度： 25 ℃，出口溫度自定。設備的年運行時間平均為300天。具體工藝參數(shù)如下：原料處理量：年處理 76000 噸苯甲苯混合液體。原料液中苯含量： %（質(zhì)量）。二、設計條件：加熱方式：間接蒸汽加熱，~。塔板形式：浮閥塔板。編寫設計說明書一份。s；ρl——液體密度，kg/m3ρv——氣體密度，kg/m3σ——液體的表面張力，mN／m或N／m；φ——計算液泛時的系數(shù)，無因次；下標D——餾出液；F——原料液；h——小時；s——秒；i——組分序號；L一液體的；m——平均；max——最大的；min——最小的；n——塔板序號；V——氣體的。 （加壓、常壓、減壓） 蒸餾操作通?？稍诔?、加壓和減壓下進行。當物性無特殊要求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。進料有多種熱狀態(tài)形式，如冷進料、泡點進料點—液共進料、飽和蒸氣進料等．但一般多采用泡點或接近泡點進料，這樣塔的操作較易控制，精餾段與提餾段的塔徑相同，使塔的設計和制造更簡便。但是直接加熱時的理論板較間接蒸氣時稍多，同時本次分離溶液的不是水溶液，所以采用間接加熱的方式。當然，采用上述方式節(jié)能或余熱利用時還需考慮所增加的設備費用，以及可能給操作帶來的不利影響?；蛘哒f，這些塔板的溫度對外界干擾因素的反映最靈敏，故將這些塔板稱之為靈敏板。塔頂上升蒸汽采用全冷凝器冷凝后，一部分作為回流，其余為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷凝器冷卻后送至貯槽。本設計采用浮閥式連續(xù)精餾塔，要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。 因為這次設計采用間接加熱，所以需要再沸器。塔板工藝計算流體力學驗算塔負荷性能圖冷凝器與再沸器的選型塔附屬設備計算 圖5設計思路流程圖 精餾塔的工藝設計計算及結構設計：苯——甲苯的混合物原料液處理量76000t/年原料液（含苯）2705%（質(zhì)量分數(shù)）進料溫度泡點進料塔頂產(chǎn)品（含苯）9%（質(zhì)量百分數(shù)）塔底殘液（含苯）2%（質(zhì)量百分數(shù)）操作壓力常壓單板壓降(1)原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分數(shù) ======(2)平均摩爾質(zhì)量=78.+()92== 78+()92= kg/kmol＝78+()92＝ kg/kmol(3)物料衡算總物料衡算 D’+W’=76000000/(30024)易揮發(fā)組分物料衡算 ’+’=76000000/(30024)聯(lián)合以上二式得：F’=D’=W’= 表1物料衡算結果項目含苯摩爾分數(shù)平均摩爾質(zhì)量kg/kmol進料量/(kg/h)產(chǎn)品溜出液量/(kg/h)產(chǎn)品釜液量/(kg/h)塔頂00進料00塔釜00 表2苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)x0y0（1）根據(jù)苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)做yx圖圖6苯甲苯的氣液平衡圖（2）求取最小回流比Rmin 因為是泡點進料，在苯和甲苯的y－x圖的對角線自點e（ ，）做垂線即為進料線（q線），該線和平衡線的交點坐標為（ ，），此即最小回流比時和操作線與平衡線的交點坐標，依最小回流比計算式：Rmin＝（3） 計算平均相對揮發(fā)度表3苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度/℃859095100105x0y0查常壓下氣液平衡數(shù)據(jù)可知：當xD = ℃同理：xF =，℃xW =， ℃所以，tD＝ tF＝ tw＝苯和甲苯的飽和蒸氣壓可以用Antoine方程求算，即[3]表4 苯、甲苯的Antoine常數(shù)組分ABC苯甲苯計算，所得數(shù)據(jù)如下：表5 苯，甲苯的飽和蒸汽壓組分飽和蒸汽壓/kpa塔頂進料塔釜苯甲苯塔頂 aD=進料 aF =塔底 aW =全塔平均相對揮發(fā)度為精餾段平均相對揮發(fā)度提餾段平均相對揮發(fā)度為（4） 最佳回流比的確定Nmin＝－1＝實際回流比的確定： ，這里取R===（5） 精餾段和提餾段理論塔板層數(shù)求精餾塔的汽液相負荷qn,L=Rqn,D==qn,V=(R+1)qn,D=(+1）=qn,L′=qn,L+qn,F=+=qn,V′=qn,V=精餾線操作方程。本設計總效率設為ET =50%（7） 實際塔板數(shù)精餾段 N精＝8/＝16 取16塊提餾段 N提＝9/＝18 取18塊4. 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算（1）操作壓力塔頂壓強PD＝，取每一層塔板的壓強降為，則進料壓強PF＝+16＝塔釜壓強PW＝+26＝精餾段的平均操作壓強：Pm＝（+）/2＝提餾段的平均操作壓強：Pm＝（+）/2＝116kpa（2）溫度tm由前面計算可知：tD＝ tF＝ tw＝精餾段的平均溫度 tm精== ℃提餾段的平均溫度 tm提=℃（3）平均摩爾質(zhì)量Mm塔頂 ＝y(tǒng)1＝ ＝ ＝78+（）92＝ ＝78+（）92＝ kg/kmol進料板 ＝ ＝ ＝78+（）92＝ ＝78+（）2＝塔釜 ＝ ＝ ＝78+（）92＝ ＝78+（）92＝則精餾段的平均摩爾質(zhì)量：＝（+）/2＝＝（+）/2＝提餾段的平均摩爾質(zhì)量＝（+）/2＝＝（+）/2＝（4）平均密度①液體密度由tD=℃ pA=815kg/m179。1/＝+（）/792 ＝ kg/由tW=℃ pA=783kg/ pB=781kg/塔釜 1/＝+（）/781 ＝故精餾段平均液相密度：＝（+）/2＝ kg/ 提餾段平均液相密度：＝（+）/2＝ kg/②氣相密度＝＝＝ kg/＝＝＝（5） 液相表面張力＝＝+＝=+= mN/m=+= mN/m則精餾段平均表面張力為：＝（+）/2＝ mN/m＝（+）/2＝ mN/m（6）液體黏度tD=℃ μA=STw=℃μA=6. 塔和塔板主要工藝尺寸計算（1）塔徑D精餾段的塔徑：空塔氣速 依據(jù) 式中C可由圖6－1史密斯關聯(lián)圖查出， 圖8 史密斯關聯(lián)圖橫坐標的數(shù)值取塔板間距HT =，上層液層高度hL =，則圖中參數(shù)值 由以上數(shù)據(jù)，查圖6－1得C20=，由公式校正得：則 ，空塔氣速u===塔徑 所以按標準塔徑圓整為 D=提餾段的塔徑：空塔氣速 依據(jù)