【正文】 氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮 發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移， 實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。 本設(shè)計的題目是苯 甲 苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計，即需設(shè)計一個精餾塔用來分離 易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設(shè)計一板式塔將其分離。對選定的工藝流程、主要設(shè)備的形式進行簡要的論述。 4 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計計算 （ 1）收集基礎(chǔ)數(shù)據(jù)； （ 2）工藝流程的選擇； （ 3）做全塔的物料衡算； （ 4）確定操作條件； （ 5）確定回流比； （ 6）理論板數(shù)與實際板數(shù)； （ 7）確定冷凝器與再沸器的熱負荷； （ 8）初估冷凝器與再沸器的傳熱面積； （ 9）塔徑計算及板間距確定； （ 10）堰及降液管的設(shè)計； （ 11）塔板布置及篩板塔的主要結(jié)構(gòu)參數(shù)； （ 12）塔的水力學(xué)計算； （ 13）塔板的負荷性能圖； （ 14）塔盤結(jié)構(gòu)； （ 15）塔高； （ 16）精餾塔接管尺寸計算； 2 設(shè)計計算 確定設(shè)計方案的原則 確定設(shè)計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學(xué)技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)達到技術(shù)上最先進、經(jīng)濟上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。其次所定的設(shè)計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng) 能在一定范圍內(nèi)進行調(diào)節(jié)，必要時傳熱量也可進行調(diào)整。計算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時，也 應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動。 （ 2）滿足經(jīng)濟上的要求： 要節(jié)省熱能和 電能的消耗，減少設(shè)備及基建費用。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到 所需傳熱面積的大小，即對操作費和設(shè)備費都有影響。 （ 3）保證安全生產(chǎn)： 例如苯屬有毒物料，不能讓其蒸汽彌漫車間。 以上三項原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。 操作條件的確定 確定設(shè)計方案是指確定整個精餾裝置的流程、各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和某些操 作指標(biāo)。下面結(jié)合課程設(shè)計的需要，對某些問題作些闡述。確定操作壓力時，必須根據(jù)所 處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性進行考慮。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料， 則應(yīng)在加壓下進行蒸餾。 但在塔徑相同的情況下，適當(dāng)?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰Α? （ 2）進料狀態(tài) ： 進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯(lián)系。此外，在泡點 進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計和制造上提供了方便。有時也可采用直接 蒸汽加熱。采用直接蒸汽加熱時，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力， 以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜 中液柱靜壓力。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常 壓下操作。設(shè)計中采用泡點進料， 將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送人精餾塔內(nèi)。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。其中由于蒸餾過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝 ，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設(shè)計中設(shè)計把其熱量作為低溫?zé)嵩串a(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預(yù)熱器的熱源之一，充分利用了能量。篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它 的主要優(yōu)點有： （ 1） 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易加工，造價約為泡罩塔的 60%，為浮閥塔的 80％ 左右； （ 2）處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加 10～ 15％； （ 3）塔板效率高，比泡罩塔高 15％左右； （ 4）壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低 30％左右。 下圖是板式塔的簡圖，如 21 所示： 圖 21 板式精餾塔 3 塔的物料衡算 原料液（ XF）、釜殘液（ XW）和餾出液（ XD）中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù) 苯的摩爾質(zhì)量： M苯 = kg/k mol； 甲苯的摩爾質(zhì)量： M甲苯 = kg/k mol； 原料液中易揮發(fā)組分的質(zhì)量分數(shù)： WF=%； 塔釜釜殘液中易揮發(fā)組分的質(zhì)量分數(shù)： WW=1%； 8 塔頂餾出液中易揮發(fā)組分的質(zhì)量分數(shù)： WD=97%； 原料液中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)： XF=(WF/M苯 )/[WF/M苯 +(1WF)/M甲苯 ] =()/[+()/]= 塔釜釜殘液中易揮發(fā)組分的質(zhì)量分數(shù)： XW=(WW/M苯 )/[WW/M苯 +(1WW)/M甲苯 ] =()/[+()/]= 塔頂餾出液中易揮發(fā)組分的質(zhì)量分數(shù)： XD=(WD/M苯 )/[WD/M苯 +(1WD)/M甲苯 ] =()/[+()/]= 原料液摩爾質(zhì)量： MF=XFM苯 +（ 1XF） M甲苯 =+（ ） = kg/k mol； 釜殘液摩爾質(zhì)量： MW=XWM苯 +（ 1XW） M甲苯 = +（ ） = kg/k mol； 餾出液摩爾質(zhì)量： MD=XDM苯 +（ 1XD） M甲苯 = +（ ） = kg/k mol； 3. 2 物料衡算 物料處理量 51200噸 /年： q n,F=51200 1000/(MF 7200)=46800 1000/(MF 7200)=餾出液采出率 q n,D/q n,F=(XFXW)/(XDXW) =()/()= 則可得 q n,D= = 由 q n,F=q n,D+ q n,W，可得 q n,W== 9 4 塔板的計算 理論塔板數(shù) NT 的求取 根據(jù)苯 甲苯汽液平衡數(shù)據(jù)表，可畫出常壓下苯 甲苯溶液的 xy 圖 苯 甲苯汽 液平衡數(shù)據(jù)表 X 0 1 Y 0 1 常壓下苯 甲苯溶液的 xy 圖如下圖所示： 因為是泡點進料，所以 X a =X b=，過點 a(,)做直線 X=交平衡線于 b點，則 b(,)； 根據(jù) R min=(XDy q)/(y qX q)=()/()= 由實際工藝生產(chǎn)條件可知實際回流比 R== = 故實際回流比 R為 . q n,L=R q n,D= =a b 10 q n,V=（ R+1） q n,D= =由于 q=1，所以 q’n,V=q n,V=q’n,L =q n,L+q q n,F=+= 精餾段操作線方程： y n+1=[R/(R+1)] Xn+XD/(R+1)=() Xn+()=+ 提餾段操作線方程： y m+1=[q’n,L/q n,V] X m－ [q n,W/q’n,V] X w =() X m－ () =－ 根據(jù)兩操作線方程和相平衡曲線，畫出理論塔板，如圖 42所示： 圖 42 操作線法求理論塔板數(shù) 由上圖可知，精餾段理論塔板 n=6，提餾段理論塔板 m=7，第 6塊塔板為進料板。 5 精餾塔的工藝條件及有關(guān) 物性數(shù)據(jù)的計算 操作壓力的計算 平均操作壓力： Pm=； 每層塔板壓降： Δ P= k Pa； PD= 進料板操作壓力： PF=PD+12Δ P=+13 = k Pa； 塔釜操作壓力： PW=PF+13Δ P=+13 = k Pa； 精餾段平均操作壓力： P精 =(PF+PD)/2=(+)/2= 提餾段平均操作壓力： P提 =(PF+PW)/2=(+)/2= 操作溫度的計算 根據(jù)常壓下苯 甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)，畫出常壓下苯 甲苯溶液的 Txy 圖： 12 常壓下苯 甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù) 溫度 T（℃） 液相中苯的摩爾分率 x 氣相中苯的摩爾分率 y 13 圖 51 常壓下苯 甲苯溶液的 Txy圖 由塔釜、塔頂、進料的組成，根據(jù) Txy 圖可求出塔釜、塔頂、進料的溫度： TW=℃； TF=℃； TD=℃ 精餾段平均溫度： T 精 =(TD+TF)/2=(+)/2=℃ 提餾段平均溫度： T 提 =(T w+TF)/2=(+)/2=℃ 平均摩爾質(zhì)量的計算 由 y1=XD=，查 苯 甲苯溶液 平衡曲線，得 X1= ML,D= +() =MV,D= +() =進料板平均摩爾質(zhì)量計算 ： 由上面理論板的算法，得Fy＝ ， Fx＝ ML,F= +() =MV,F= +()