【正文】 22 2 1 20 . 4 6 0 . 2 8 52 [ 0 . 2 8 5 0 . 4 6 0 . 2 8 5 s in ( ) ] 0 . 4 8 9 m1 8 0 0 . 4 6aA ? ??? ? ? ? ? ? （ 4） 浮閥數(shù)計算及其排列 預先選取閥孔動能因子 F 10? ,由 F0= vu ?0 可求閥孔氣速 u ，即 00 10 5 .9 3 /2 .8 4vFu m s?? ? ? 每層塔板上浮閥個數(shù)為 2200 82( 9) sVNdu??? ? ??個 浮閥的排列，考慮到各分塊的支承與銜接要占去一部分鼓泡區(qū)面積，閥孔排列采用等腰三角形叉排方式。由文獻（一）查表 53 得，塔板分為 4 塊。 0 . 0 0 1 4 8 0 . 0 2 1 10 . 7 0 . 1 3sWLhmlu? ? ?? 選用凹形受液盤，深度 mmhW 5039。 （ 4）降液管底隙高度 h0 取液體通過降液管底隙的流速 0u39。 塔截面積為 2 2 21 . 0 0 . 7 8 5 m44TAD??? ? ? ? 以下的計算將以精餾段為例進行計算： 空塔氣速 ,1 10 .5 7 9 0 .7 3 8 m s0 .7 8 5sTVu A? ? ? ? 精餾段有效高度為 t ????? 精精Z 提餾段有效高度為 t ????? 提提Z 塔板主要工 藝尺寸的計算 因塔徑 D= 可采用單溢流、弓形降液管、凹形受液盤及平直堰，不設進口堰。 對于塔頂： 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?????? ? ? 對于進料板： ?? ， 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 對于塔底： ?? ，查表求得下列數(shù)據(jù) 33779 /777 /ABkg mkg m?? ?? 30 . 0 1 1 0 0 . 9 8 91 / ( ) 7 7 7 . 0 /7 7 9 7 7 7L W m k g m? ? ? ? 精餾段平均密度： 31 7 9 1 . 7 8 1 3 . 7 8 0 2 . 7 k g m22L D m L F mLm ??? ? ?? ? ? ? 提餾段平均密度： 32 7 9 1 . 7 7 7 7 . 0 7 8 4 . 4 k g m22L W m L F mLm ??? ? ?? ? ? ? 液體表面張力σ M Lm? = iix?? 由 82DtC?? 查手冊得 1 120 .7 m N m , 21 .1 m N mLA LB??? ? ? ? 10. 96 6 20 .7 ( 1 0. 96 6) 21 .1 20 .7 m N mLD m? ? ? ? ? ? ? ? 由 ?Ft ℃ 查手冊得 1 11 9 .3 m N m , 1 9 .9 m N mLA LB??? ? ? ? 10. 37 9 19 .3 ( 1 0. 37 9) 19 .9 19 .7 m N mLF m? ? ? ? ? ? ? ? 由 ?? 查手冊得 1 11 7 .6 m N m , 1 8 .4 m N mLA LB??? ? ? ? 10 .0 1 2 9 1 7 .6 ( 1 0 .0 1 2 9 ) 1 8 .4 1 8 .4 m N mLD m? ? ? ? ? ? ? ? 精餾段平均表面張力： 1L1 2 0 . 7 1 9 . 7 2 0 . 2 m N m2m? ?? ? ? 提餾段平均表面張力： 1L2 1 9 . 7 1 8 . 4 1 9 . 1 m N m2m? ?? ? ? 精餾塔工藝尺寸的計算 精餾段氣液相體積流率為 11 精餾段 31117 2 . 9 6 8 1 . 1 0 . 5 7 9 m s3 6 0 0 3 6 0 0 2 . 8 4VmSVmVMV ? ?? ?? ? ? ??? 311S 1 5 1 . 5 0 8 2 . 9 0 . 0 0 1 4 8 m s3 6 0 0 3 6 0 0 8 0 2 . 7Lm LmLML ? ?? ?? ? ? ??? 提餾段 31229 0 . 4 5 8 7 . 7 0 . 6 9 1 m s3 6 0 0 3 6 0 0 3 . 1 9VmSVmVMV ? ?? ?? ? ? ? ??? 312S 2 1 1 7 . 5 4 8 9 . 3 0 . 0 0 3 7 2 m s3 6 0 0 3 6 0 0 7 8 4 . 3 5Lm LmLML ? ?? ?? ? ? ? ??? （ 1） 精餾 段塔徑計算 由m a x LVVuC?????? （其中 ()20CC ?? ） 20C 由課程手冊 108 頁圖 51查得，其橫坐標為： 1122, 0 . 0 0 1 4 8 8 0 2 . 7( ) ( ) 0 . 4 30 . 5 7 9 2 . 8 4h LLVhVLF V ??? ? ? ? 選板間距 ? ，取板上液層高度 Lh = ， 故 h m? ? ? ? 以 ,LVF 為橫坐標查圖 51 得到 20 ? ， 因 1L1 20 .2 m N mm? ??，很接近120mN m? ，故無需校正，即 120 20 m N mCC? ? ? 1m a x 8 0 2 . 7 2 . 8 40 . 0 8 1 . 3 4 m s2 . 8 4u ?? ? ? ? 取安全系數(shù) ，則空塔速度為 1m a x0 .7 5 0 .7 5 1 .3 4 1 .0 1 m suu? ? ? ? ? 故塔徑 4 4 0 .5 7 9 0 .8 5 4 m1 .0 1sVD u?? ?? ? ?? （ 2） 提餾段塔徑計算 其中的 C20查圖求得，圖的橫坐標為 12 221122, 0 . 0 0 3 7 2 7 8 4 . 3 5( ) ( ) 0 . 0 8 4 40 . 6 9 1 3 . 1 9h LLVhVLF V ??? ? ? ? 查圖 51 得到 20 ? 0 . 2 0 . 220 1 9 .1( ) 0 .0 7 5 ( ) 0 .0 7 42 0 2 0LCC ?? ? ? ? 1m a x 7 8 4 .3 5 3 .1 90 .0 7 4 1 .1 6 m s3 .1 9u ?? ? ? ? 取安全系數(shù)為 ，則空塔速度為 1m a x0 .7 5 0 .7 5 1 .1 6 0 .8 7 m suu? ? ? ? ? 故塔徑 4 4 0 . 6 9 1 1 . 0 m0 . 8 7sVD u?? ?? ? ?? 按標準塔徑圓整為 ? 。 加料液體的平均粘度： 0 .2 7 0 0 .2 7 6 0 .2 7 32? ?厘泊 0. 24 50 .4 9 ( 0 .2 7 3 2 .4 6 ) 0 .5 4 0TE ?? ? ? ?。 在 ℃苯的粘度： 厘泊。 同理可查得： D ? ℃， 由它們的安托因方程 [2] 平均塔溫為 t 8 2 . 5 1 0 8t 9 5 . 2 522Dwt? ?? ? ?℃。 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 塊板上進料。 0 .0 5 8 70 .0 6 9 2 。 0 .1 8 20 .2 2 9 。 yxyxyxyxy x x????????? ? ? ? 所以第七塊為進料板 7 889910 1011 1112 1213 130 .4 8 51 .3 0 .4 2 0 0 .0 0 7 0 8 0 .4 8 5 。 。 。 39。 ( 1 ) 72. 96 6 48. 56 90. 44 /V V q F k m ol h? ? ? ? ? ? ? 操作線方程 精餾段操作線方程為： 1 2 . 4 0 . 9 6 61 1 2 . 4 1 2 . 7 8 1Dn n nxRy x xRR? ? ? ? ?? ? ? ? 1 6 4nnyx? ?? 提餾段操作線方程為： 1 39。 求精餾塔的氣液相負荷 L=R?D =?= /kmol h V=(R+1)D=(+1) ? /kmol h L =L+qF =+ ? = 39。 pC t rq r?? ?? = 1 5 7 ( 9 3 2 0 ) 3 2 2 2 0 . 4 1 . 3 63 2 2 2 0 . 4? ? ? ? 所以 q 線方程為： y=。 4 第一章 塔板的工藝設計 物料衡算 （ 1） 苯的摩爾質量： ? /kg kmol 甲苯的摩爾質量： BM = /kg kmol （ 2） 原料液平均摩爾質量： Fx =（ +） = Dx =（ +） = MF=?78+() ?92= /kg kmol 4 78 ( 1 4) 92 85. 8 /M k g k m ol? ? ? ? ? ?F （ 3） 物料衡算 原料液流量： F=20210?1000/（ 7920?） = /kg kmol 總物料衡算： WDF ?? 即 D+W= FwD FxWxDx ?? 即 + =? 解得： D= /kmol h ， W= /kmol h 平衡線方程的確定 由文獻 [1]中苯與甲苯的汽 液平衡組成可以找出 10 1021 ???? ??m 算出。而且浮閥與塔盤板之間的流通面積能隨氣體負荷的變動而自動調節(jié)，因而在較寬的氣體負荷范圍內，均能保持穩(wěn)定操作。近年來所研究開發(fā)出的新型浮閥進一步加強了流體的導向作用和氣體的分散作用，使氣液兩相的流動接觸更加有效，可顯著提高操作彈性和效率。另外還具有結構簡單，造價低，制造方便，塔板開孔率大，生產能力大等優(yōu)點。 選用浮閥塔。 選 R=2Rmin。 20℃進料。 本設計采用連續(xù)精餾操作方式。選擇的原則是使設備和操作費用之和最低。 因為這次設計采用間接加熱，所以 需要再沸器。在這里準備用全凝器，因為可以準確的控制回流比。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。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質將余熱帶走。蒸餾過程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是浮閥式連續(xù)精餾塔。 2 設計思路 在本次設計中，我們進行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，簡單蒸餾和平衡蒸餾只能達到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。設計 中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。 3 設計方案的選擇和論證 1 設計流程 本設計任務為分離苯 __甲苯混合物。操作氣速不可能會很高，因為會產生嚴重的霧沫夾帶，這就限制了生產能力的進一步提高。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。這類塔盤的塔盤板開有閥孔，安置了能在適當范圍內上下浮動的閥片，其形狀有圓形、條形及方形等。而新穎的設計思想、科學的設計方法和優(yōu)秀的設計作品是我們所應堅持努力的方向和追求的目標。 我們工科大學生應具有較高的綜合能力、解決實際生產問題的能力和創(chuàng)新的能力。為實現(xiàn)高純度的分離已成為蒸餾方法能否廣泛應用的核心問題，為此而提出了精餾過程?；ト芤后w混合物的分離有多種方法，蒸餾及精餾是其中最常用的一種。飽和蒸汽走管程，釜液走殼程。再沸器采用臥式浮頭式換熱器。通過板壓降、漏液、液泛、霧沫夾帶的流體力學驗算，均在安全操作范圍內。精餾段實際板數(shù)為 12，提餾段實際板數(shù)為 17。算得全塔效率為 。 本設計 書對苯和甲苯的分離設備─浮閥精餾塔做了較詳細的敘述，主要包括：工藝計算，輔助設備計算 ,塔設備等的附圖 。本次設計的浮閥塔是化工生產中主要的氣液傳質設備。為此，掌握氣液相平衡關系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設計和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。 設計任務書 1 設計題目：分離苯 — 甲苯混合液的浮閥板式精餾塔工藝設計 2 設計參數(shù) (1) 設計規(guī)模：苯 —— 甲苯混合液處理量 2 萬 t/a