【正文】 的流動(dòng)，而且不會(huì)使效率發(fā)生較大的變化。 6：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。 浮閥塔是在塔盤上開閥孔，安裝能上下浮動(dòng)的閥件（固定閥除外）。而浮閥塔的優(yōu)點(diǎn)正是： 1． 生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%～ 40%，與篩板塔接近。 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(shí) 間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 化工原理設(shè)計(jì) 7 5． 塔的造價(jià)較低，浮閥塔的造價(jià)是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%～ 80%，但是比篩板塔高 20%～ 30。隨著科學(xué)技術(shù)的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。 設(shè)計(jì)說明 共 14個(gè)表格， 16張圖 表格 表 1 物料衡算結(jié)果 表 2 苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù) 表 3 苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù) 表 4 苯、甲苯的 Antoine 常數(shù) 表 5 苯，甲苯的飽和蒸汽壓 表 6 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算結(jié)果 表 7 精餾段和提餾段氣液負(fù)荷計(jì)算結(jié)果 表 8 物性系數(shù) K 表 9 霧沫夾帶線取點(diǎn) 表 10 液泛線取點(diǎn) 表 11 冷凝器和再沸器的熱負(fù)荷 表 12 塔各接管及材料 表 13 塔間距與塔徑的關(guān)系 表 14 塔體計(jì)算結(jié)果 表 15 筒體的設(shè)計(jì)參數(shù) 表 16 設(shè)計(jì)結(jié) 果匯總 附表 1—— 常壓下苯－甲苯的氣熱平衡數(shù)據(jù)表 附表 2—— 苯和甲苯的物理性質(zhì) 附表 3—— 苯和甲苯的液相密度 附表 4—— 液體表面張力 附表 5—— 液體黏度 附表 6—— 液體汽化熱 圖 圖 1 精餾操作流程 圖 2 精餾工藝流程圖 化工原理設(shè)計(jì) 8 圖 3 全凝器內(nèi)物流流程圖 圖 4 再沸器內(nèi)加熱蒸汽走殼程、物料走管程 圖 5 設(shè)計(jì)思路流程圖 圖 6 苯 甲苯的氣液平衡圖 圖 7 理論塔板數(shù) 圖 8 史密斯關(guān)聯(lián)圖 圖 9 精餾段和提餾段閥孔數(shù) 圖 10 泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù) 圖 11 精餾段操作性能圖 圖 12 提餾段操作性能圖 圖 13 全塔能量衡算圖 圖 14 封頭 符號(hào)說明 英文字母 Aa—— 塔板上鼓泡區(qū)面積， m2； Ab—— 板上液流面積 ， m2； Af—— 降液管截面積 ， m2； AT—— 塔截面積 ， m2； C—— 操作條件下的負(fù)荷系數(shù)，無因次； CF—— 泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，無因次； C20—— 當(dāng)液體表面張力為 20 mN／ m時(shí) ,計(jì)算 umax的負(fù)荷系數(shù)，無因次； do—— 閥孔直徑 ， m； D—— 塔徑 ， m； 餾出液摩爾流量 ，kmol/h ev—— 霧沫夾帶量， kg液／ kg氣 E—— 液流收縮系數(shù)，無因次； ET—— 總板效率 (全塔效率 )，無因次； Fo—— 氣相動(dòng)能因數(shù) ， kg1/2（ s s； ρl—— 液體密度 ， kg/m3 ρv—— 氣體密度 ， kg/m3 σ—— 液體的表面張力， mN／ m或 N／m； φ—— 計(jì)算液泛時(shí)的系數(shù)，無因次； 下標(biāo) D—— 餾出液； F—— 原料液 ； h—— 小時(shí) ； s—— 秒 ； i—— 組分序號(hào) ； L一液體的 ； m—— 平均 ； max—— 最 大的 ； min—— 最小的 ； n—— 塔板序號(hào)； V—— 氣體的。例如組分的分離順序、塔設(shè)備的型式、操作壓力、進(jìn)料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。 （加壓、常壓、減壓） 蒸餾操作通?？稍诔?、加壓和減壓下進(jìn)行。例如，采用減壓操作有利于分離相對(duì)揮發(fā)度較大組分 及熱敏性的物料，但壓力降低將導(dǎo)致塔徑增加，同時(shí)還需要使用抽真空的設(shè)備。當(dāng)物性無特殊要求時(shí)，一般是在稍高于大氣壓下操作。有時(shí)應(yīng)用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時(shí)的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。進(jìn)料有多種熱狀態(tài)形式，如冷進(jìn)料、泡點(diǎn)進(jìn)料點(diǎn)— 液共進(jìn)料、飽和蒸氣進(jìn)料等．但一般多采用泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)進(jìn)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(shè)計(jì)和制造更簡便。另外，也是為了使塔的操作處于穩(wěn)定，不受季節(jié)的影響。但是直接加熱時(shí)的理論板較間接蒸氣時(shí)稍多，同時(shí)本次分離溶液的不是水溶液，所以采用間接加熱的方式。同樣，也可設(shè)置中間冷凝器，由于塔中蒸氣溫度高于塔頂，所以可回收能位比塔頂更高的熱能。 當(dāng)然，采用上述方式節(jié)能或 余熱利用時(shí)還需考慮所增加的設(shè)備費(fèi)用，以及可能給操作帶來的不利影響。因此，有可能用測量溫度的方法預(yù)示塔內(nèi)組成尤其是塔頂餾出液組成的變化?；蛘哒f，這些塔板的溫度對(duì)外界干擾因素的反映最靈敏，故將這些塔板稱之為靈敏板。因此，在設(shè)計(jì)過程中根據(jù)不同回流比大小來確定全塔組成分布和溫度分布，畫出以塔板序號(hào)為縱坐標(biāo)、溫度變化為橫坐標(biāo)的溫度分布曲線，得到溫度變化最明顯的位置，即為靈敏板位置。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。 流程簡圖： 化工原理設(shè)計(jì) 13 圖 1 精餾操作流程 原料液走向圖 : 圖 2 精餾工藝流程圖 化工原理設(shè)計(jì) 14 全凝器內(nèi)物流的走向 : 圖 3 全凝器內(nèi)物流流程圖 再沸器內(nèi)物流的走向 : 圖 4 再沸器內(nèi)加熱蒸汽走殼程、物料走管程 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，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。本設(shè)計(jì)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。在這里采用全凝器，可以準(zhǔn)確的控制回流比。 因?yàn)檫@次設(shè)計(jì)采用化工原理設(shè)計(jì) 15 間接加熱，所以需要再沸器。選擇的原則是使設(shè)備和操作費(fèi)用之和最低。 圖 5 設(shè)計(jì)思路流程圖 二、 精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算及結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì) ：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?jǐn)?shù)） 進(jìn)料溫度 泡點(diǎn)進(jìn)料 塔頂產(chǎn)品（含苯） 9%（質(zhì)量百分?jǐn)?shù)） 塔底殘液（含苯） 2%（質(zhì)量百分?jǐn)?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?jǐn)?shù) FX =92/? = DX = 92/378/97 78/97 ? = 塔板工藝計(jì)算 流體力學(xué)驗(yàn)算 塔負(fù)荷性能圖 冷凝器與再沸器的選型 塔附屬設(shè)備計(jì)算 化工原理設(shè)計(jì) 16 WX = 92/9878/2 78/2? = (2)平均摩爾質(zhì)量 FM = 78.+() 92=DM = 78+() 92= kg/kmol WM ＝ 78+() 92＝ kg/kmol (3)物料衡算 總物料衡算 D’ +W’ =76000000/(300 24) 易揮發(fā)組分物料衡算 ’ +’ = 76000000/(300 24) 聯(lián)合以上二式得： F’ =D’ =W’ = 表 1 物料衡算結(jié)果 項(xiàng)目 含苯摩爾分?jǐn)?shù) 平 均 摩 爾 質(zhì) 量kg/kmol 進(jìn)料量 /(kg/h) 產(chǎn)品溜出液量/(kg/h) 產(chǎn)品釜液量/(kg/h) 塔頂 0 0 進(jìn)料 0 0 塔釜 0 0 表 2 苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù) x 0 y 0 （ 1）根據(jù)苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)做 yx 圖 化工原理設(shè)計(jì) 17 圖 6 苯 甲苯的氣液平衡圖 （ 2）求取最小回流比 Rmin 因?yàn)槭桥蔹c(diǎn)進(jìn)料，在苯和甲苯的 y－ x圖的對(duì)角線自點(diǎn) e（ ， ）做垂線即為進(jìn)料線（ q 線），該線和平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為（ ， ），此即最小回流比時(shí)和操作線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)，依最小回流比計(jì)算式： Rmin＝ ??????DqqD xy yx （ 3） 計(jì)算平均相對(duì)揮發(fā)度 表 3 苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù) 溫度 /℃ 85 90 95 100 105 x 0 y 0 查常壓下氣液平衡數(shù)據(jù)可知： 當(dāng) xD = 時(shí)物系溫度為 )( ???????t ℃ 同理： xF = 時(shí)， )( 95100 ???????t ℃ 化工原理設(shè)計(jì) 18 xW = 時(shí)， )( ????? ??t ℃ 所以， tD＝ tF＝ tw＝ 苯和甲苯的飽和蒸氣壓可以用 Antoine 方程求算， 即 0lg BPAtC???[3] 表 4 苯、甲苯的 Antoine 常數(shù) 組分 A B C 苯 甲苯 計(jì)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(jìn)料 塔釜 苯 甲苯 塔頂 aD=進(jìn)料 aF =塔底 aW =全塔平均相對(duì)揮發(fā)度為 ???? ? wD aaa m 精餾段平均相對(duì)揮發(fā)度 ???? ? FD aaa m 提餾段平均相對(duì)揮發(fā)度為 3 8 3 4 ???? ? FW aaa m （ 4） 最佳回流比的確定 Nmin＝1lg [( )( )]1lgWDDWmxxxXa?? － 1＝ ???????? ?????? ?????????g 化工原理設(shè)計(jì) 19 實(shí)際回流比的確定： 實(shí)際回流比通常是最小回流比的 倍，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(fù)荷 qn,L=R qn,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 。 y′ = 01 ` ` ` , `, S 所以 ET＝ ( )L?? ? = 4 9 )2 7 6 ( ??? ? 應(yīng)指出奧康奈爾方法適用于較老式的工業(yè)塔及試驗(yàn)塔的總效率關(guān)聯(lián)，所以對(duì)于新型高效的精餾塔來說，總效率要適當(dāng)提高。 pB=810kg/m179。 pA=792kg/m179。 S μ B= S μ B= S μ B=V L=RD= =39。V ＝ ＝ L＝ ＝ kg/h 39。V ＝ （ 3600 ）＝ 3/ms L＝ /（ 3600）＝ 3/ms 39。 L39。 提餾段安全系數(shù)： ??Fuu 在 ，合適 (2)溢流裝置 采用單溢流、弓形降液管、平行受液盤及 平直溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。03600hWLlu 取 39。取同一橫排的孔心距為 t＝ ，估算排間距 39。t ＝ sANt = ? = 提 餾段 39。故取 39。t ＝ 60mm 等腰三 角形叉排方式作圖 化工原理設(shè)計(jì) 31 圖 9 精餾段和提餾段閥孔數(shù) 精餾段排得閥數(shù)為 151 個(gè) 提餾段排得閥數(shù)為 151 個(gè) 按 N＝ 180 個(gè)重新核算及閥孔動(dòng)能因數(shù) 精餾段 0(u精 ） ＝? ? s/ 5 10 3 2 4 4 220?? ??NsdV 提餾段 0u（ 提 ）? ? s/4 220??? ??NsdV 精餾段 0F = 0 ???Vp 提餾段 0F ＝ 0 ???Vp 閥孔動(dòng)能因數(shù) 0F 變化不大，還在 912范圍內(nèi)。uu ＝ ＝ ％ 精餾段和提餾段的開孔率都在 10%~14%之間，兩者都符合要求。 因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊后w高度為 化工原理設(shè)計(jì) 33 精餾段 ph ＝ +＝ 液柱 提餾段 ph ＝ +＝ 液柱 則 精餾段單板壓降 pp? ＝ ph Lp g＝ ＝ 552Pa 提餾段單板壓降 pp? ＝ ph Lp g＝ ＝ 提餾段和精餾段的單板壓降 pp? 都小于開始假設(shè)的單板壓降 所以假設(shè)符合要求。 （ 6） 霧沫夾帶