【正文】 ? ? ? ? ?? ? ? ? ? ? 提餾段平均摩爾分?jǐn)?shù) 9 1 2 71 2 70 .0 3 0 1 0 .6 0 0 0 .3 1 5220 .0 1 2 9 0 .3 7 9 0 .1 9 622yyyxxx??? ? ???? ? ? 提餾段平均摩爾質(zhì)量： ? ?0. 31 5 78 1 0. 31 5 92 87 .7 kg /km olVM ? ? ? ? ? ? ? ? ?0 .1 9 6 7 8 1 0 .1 9 6 9 2 8 9 .2 5 k g /k m o lLM ? ? ? ? ? ? ? （ 1）氣相平均密度 Vm? 計(jì)算 理想氣體狀態(tài)方程計(jì) 算，即 精餾段氣相密度： 3111 0 5 . 5 8 1 . 1 2 . 8 4 /8 . 3 1 4 ( 9 0 . 0 2 7 3 . 1 5 )m l v mvmPM k g mRT? ? ?? ? ??? 提餾段氣相密度： 3222 /)( mkgRT MPmvmmv ??? ?????? （ 2）液相平均密度 Lm? 計(jì)算 由式 1 ABiL m i L A L B????? ??? ? ?? 求相應(yīng)的液相密度。 ? 浮閥數(shù)目、浮閥排列及塔板布置 （ 1） 塔板的分塊 本設(shè)計(jì)塔徑為 ? ，因 800mmD? ，故塔板采用分塊式。 0 0 .6 9 1/ 0 .1 2 4 75 .5 9TAA? ? ? ? 此開(kāi)孔率在 10%~14%范圍內(nèi)，符合要求。 Ve （ 1） 霧沫夾帶量 Ve 判斷霧沫夾帶量 Ve 是否在小于 10%的合理范圍內(nèi)，是通過(guò)計(jì)算泛點(diǎn)率 1F 來(lái)完成的。 sL sV 由式 )( wTd hHH ??? Ld f dH h h h? ? ? f c lh h h h?? ? ? 聯(lián)立，即 () LLT w f d c l dH h h h h h h h h h?? ? ? ? ? ? ? ? ? ? 式中 2vc LUh g??? ， 板上液層靜壓頭降 Ll hh 0?? 從式 owwL hhh ?? 知， Lh 表示板上液層高度， 32 ????????? wsow lLEh 所以 2 30 0 0()1000 sl L w ow w wLh h h h h El? ? ??? ????? ? ? ? ? ?????? 液體表面張力所造成的靜壓頭 ?h 和液面落差 h? 可忽略 液體經(jīng)過(guò)降液管的靜壓頭降可用式 20 ????????? hlLhwSd 則 LdcdLLcwT hhhhhhhhH ）（＋＋ 00 1)( ??? ??????? 19 ?????????????????????????????3202020 36001000 w Sww SLv lLhhlLgU ）（ ??? 式中閥孔氣速 U0與體積流量有如下關(guān)系 NdVU S200 4?? 式中各參數(shù)已知或已計(jì)算出即 3300. 5 。 整理后便可得 sV 與 sL 的關(guān)系，即 222 31 .6 7 3 0 5 .6 2 5 1 2 .7 1S S SV L L? ? ? 此式即為液泛線(xiàn)的方程表達(dá)式。 0 0 6 0 01 0 0 32 ?????????wSl LE ?取 代入 wl 的值則可求出 ? ?minsL 為 3322 3m i n 0 . 0 0 6 1 0 0 0 0 . 0 0 6 1 0 0 0 0 . 7 0 . 0 0 0 5 9 7 /2 . 8 4 3 6 0 0 2 . 8 4 1 . 0 3 6 0 0ws lL m sE??? ? ? ?? ? ? ? ?? ? ? ??? ? ? ? 按上式作出的液相負(fù)荷下限線(xiàn)是一條與氣相 流量無(wú)關(guān)的豎直線(xiàn)。 原因：冷卻水方便易 得，清潔不易結(jié)垢，升溫線(xiàn)越高，用水量越小，但平均溫差小，傳熱面積大，綜合考慮選擇 15℃。得到此溫度下： )/( Kkm o lkJC p ?? )/( 2 52 Kkm o lkJC p ?? )1(21 DPDPP xCxCC ????? )/( Kk m olkJ ?? ???? 注：回流液組成與塔頂組成相同。2139。 ??????? ???????????? ??????? BmQ K t S?? 設(shè) K=450W/? ?Cm ??2 23 0294 6 mtK QAmC ??? ????? 取裕度系數(shù)為 ,則實(shí)際傳熱面積為 mA ?? 按雙管程計(jì)時(shí)，初步選定換熱器，其具體參數(shù)見(jiàn)表 殼徑 /mm 600 管子尺寸 φ 25mm 公稱(chēng)壓力 /Mpa 管長(zhǎng) 4500mm 公稱(chēng)傳熱面積 /m2 管子總數(shù) 232 管程數(shù) 2 管子排列方式 正三角形 殼程數(shù) 1 折流擋板形式 圓缺形 29 第四章 塔附件設(shè)計(jì) 接管 進(jìn)料管 進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類(lèi)型很多，有直管進(jìn)料管、 T 型進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管。39。選用封頭 gD 1800 6? ， JB115473。飽和蒸汽循環(huán)與冷液體之間方向相反，當(dāng)逆流式流入再沸器時(shí)，起液膜減少，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材 料費(fèi)用。 取進(jìn)口（冷 卻水）溫度為 201?t ℃ (夏季 ) 冷卻水可來(lái)自自來(lái)水，冷卻水出口溫度一般不超過(guò) 40℃，否則易結(jié)垢，取出口溫度 351?t ℃。9 1 . 6 7 /9 1 . 7 2 7 . 0 9 2 4 8 3 . 3 4 /WWM k g k m o lD M W k g h?? ? ? ? ? 24 (1 )(1 2) 360 .60 2 454 .20343 .72 /V D LD D V B D V AI I X H X Hk J k g? ? ? ? ? ? ? ?? ? ? ? ?? 39。 第二章 熱量衡算 相關(guān)介質(zhì)的選擇 加熱介質(zhì)的選擇 選用飽和水蒸氣，溫度 140℃, 工程大氣壓為 。取5s?? 為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，所對(duì)應(yīng)的則為液體的最大流量 maxsL ,即液相負(fù)荷上限，于是可得 3m a x 0 . 1 1 8 0 . 4 5 0 . 0 1 0 6 /55fTs AHL m s? ?? ? ? 20 顯然由式 max 5fTs AHL ?? 所 得到的液相上限線(xiàn)是一條與氣相負(fù)荷性能無(wú)關(guān)的豎直線(xiàn)。 2. 84 / 。 精餾段塔板負(fù)荷性能圖 對(duì)于苯 — 甲苯物系和已設(shè)計(jì)出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線(xiàn)可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值 干氣）（液） /k g ( kgeV ?所對(duì)應(yīng)的泛點(diǎn)率 1F (亦為上限值 ),利用式 %1 0 01 ????pFLsvLvsAKcZLVF ??? 便可作出此線(xiàn)。 這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降 fh 為 f c lh h h h?? ? ? 34 27 61f c lh h h h m?? ? ? ? ? ? 換算成單板壓降 0. 06 1 80 2. 7 9. 81 48 0 70 0f f LP h g P a pa?? ? ? ? ? ? ? (設(shè)計(jì)允許值 ) dH owdwfd hhhhhH ?????? (1)計(jì)算氣相通過(guò)一層塔板的靜壓頭降 fh 16 前已計(jì)算 fhm? (2)液體通過(guò)降液管的靜壓頭降 dh 因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式 20 ????????? hLLhwsd 20 . 0 0 1 4 80 . 1 5 3 0 . 0 0 1 5 30 . 7 0 . 0 2 1 1dhm??? ? ?????? 故 0. 06 1 0. 06 0 0. 00 15 3 0. 12 3Ld f dH h h h m? ? ? ? ? ? ? 為了防止液泛，按式： )( wTd hHH ??? ，取校正系數(shù) ?? ，選定板間距?TH , ? ( ) ( ) h m? ? ? ? ? ? 從而可知 ( ) T wH m H h m?? ? ? ?，符合防止液泛的要求?，F(xiàn)按 39。 各項(xiàng)計(jì)算如下： （ 1） 溢流堰長(zhǎng) wl 13 取堰長(zhǎng) wl 為 ，即 wl m? ? ? （ 2） 溢流堰堰高 hw owLw hhh ?? 查 1－ 10[1]圖得，取 E=，則 2233 33 3 6 0 0 0 . 0 0 1 4 82 . 8 4 1 0 ( ) 2 . 8 4 1 0 1 . 0 ( ) 0 . 0 1 10 . 7hOWWLh E ml?? ?? ? ? ? ? ? ? ? 取板上清液層高 度 ? 故 0 .0 6 0 .0 1 1 0 .0 4 9W L O Wh h h m? ? ? ? ? （ 3）降液管的寬度 Wd和降液管的面積 fA 由 ?Dlw ，查圖得 0 .1 5 , 0 .1 5ddW WmD ?? 20 .1 5 0 .1 5 0 .7 8 5 0 .1 1 8 mfTAA? ? ? ? 計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間 0 . 1 1 8 0 . 4 5 3 5 . 8 50 . 0 0 1 4 8fTsAH ssL? ?? ? ? ? 故降液管設(shè)計(jì)合理。 由經(jīng)驗(yàn)式 [3] )( ?? ??TE 式中，μ — 相對(duì)揮發(fā)度； ? — 加料液體的平均粘度； ? 及μ為塔頂及塔底平均溫度時(shí)的數(shù)值。 0 .2 7 72 .4 6 1 .4 6 0 .4 8 50 .3 5 3 。 1 1 7 . 5 4 2 7 . 1 0 0 . 0 2 3 5 1 . 3 0 . 0 0 7 0 839。氣體在塔盤(pán)板上以水平方向吹出，氣液接觸時(shí)間長(zhǎng)，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。 塔頂選用全凝器?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。蒸餾是物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝所實(shí)現(xiàn)分離的。對(duì)于二元混合物的分離，采用連續(xù)精餾流程。 浮閥塔盤(pán)自 20 世紀(jì) 50 年代初期開(kāi)發(fā)以來(lái)，由于制造方便及其性能上的優(yōu)點(diǎn)，很多場(chǎng)合已取代了泡罩塔盤(pán)。 關(guān)鍵詞 ：苯 __甲苯、精餾、圖解法、負(fù)荷性能圖、精餾塔設(shè)備結(jié)構(gòu) 2 緒 論 化工生產(chǎn)中常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的。塔頂使用全凝器，部分回流。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中占有重要的地位。 本設(shè)計(jì) 書(shū)對(duì)苯和甲苯的分離設(shè)備─浮閥精餾塔做了較詳細(xì)的敘述，主要包括：工藝計(jì)算，輔助設(shè)備計(jì)算 ,塔設(shè)備等的附圖 。再沸器采用臥式浮頭式換熱器。 我們工科大學(xué)生應(yīng)具有較高的綜合能力、解決實(shí)際生產(chǎn)問(wèn)題的能力和創(chuàng)新的能力。操作氣速不可能會(huì)很高，因?yàn)闀?huì)產(chǎn)生嚴(yán)重的霧沫夾帶，這就限制了生產(chǎn)能力的進(jìn)一步提高。 2 設(shè)計(jì)思路 在本次設(shè)計(jì)中，我們進(jìn)行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，簡(jiǎn)單蒸餾和平衡蒸餾只能達(dá)到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實(shí)現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。在這里準(zhǔn)備用全凝器，因?yàn)榭梢詼?zhǔn)確的控制回流比。 20℃進(jìn)料。近年來(lái)所研究開(kāi)發(fā)出的新型浮閥進(jìn)一步加強(qiáng)了流體的導(dǎo)向作用和氣體的分散作用，使氣液兩相的流動(dòng)接觸更加有效，可顯著提高操作彈性和效率。 求精餾塔的氣液相負(fù)荷 L=R?D =?= /kmol h V=(R+1)D=(+1) ? /kmol h L =L+qF =+ ? = 39。 。 0 .0 1 2 9 0 .0 2 3 5wyxyxyxyxyxy x x? ? ? ? ? ???????????? ? ? ? 所以總理論板數(shù)為 ?TN 12 塊（不含再沸器），第 7 塊板上進(jìn)料。 對(duì)于塔頂： 82DtC?? ,查表 化工原理 [14]得下列數(shù)據(jù) 33381 4 /80 6 / 6 41 / ( ) 81 /81 4 80 6ABL D mk g mk g mk g m?????? ? ? 對(duì)于進(jìn)料板： ?? ， 查表求得下列數(shù)據(jù) 33795 /790 /ABkg mkg m?? ?? 30 . 3 4 1 0 . 6 5 91 / ( ) 7 9 1 . 7 /7 9 5 7 9 0L F m k g m? ? ? ? 10 對(duì)于塔底： ?? ，查表求得下列數(shù)據(jù) 33779 /777 /ABkg mkg m?? ?? 30 . 0 1 1 0 0 .