2778kg/h苯-甲苯篩板式精餾塔設(shè)計(jì)⑤提餾段液相平均密度為5.液相平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即⑴塔頂液相平均表面張力計(jì)算由，查手冊(cè)得mN/M⑵進(jìn)料板液相平均表面張力計(jì)算由，查手冊(cè)得(3)塔底液相平均表面張力計(jì)算由，查手冊(cè)得mN/m(4)精餾段液相平均表面張力為：(5)提餾段液相平均表面張力為：6.液相平均粘度計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算：⑴塔頂液相平均粘度計(jì)算由，查手冊(cè)得解得⑵進(jìn)料板液相平均粘度計(jì)算 由，查手冊(cè)得解得(3)塔底液相平均黏度計(jì)算由，查手冊(cè)得解得(4)精餾段液相平均粘度為(5)提餾段液相平均粘度為精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算1.塔徑的計(jì)算精餾段的氣、液相體積流率為：m3/s由，式中由式（5-5）計(jì)算，其中的由圖5-1查取，圖的橫坐標(biāo)為：取板間距，則查圖5-1得=0.070取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為塔截面積為實(shí)際空塔氣速為2.提餾段的氣、液相體積流量為由，式中C由上式求取，其中的由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖中橫坐標(biāo)為；取板間距，則查史密斯關(guān)聯(lián)圖得取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為：塔截面積為：實(shí)際空塔氣速為：3.精餾塔的有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為提餾段有效高度為在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.8m，故精餾塔的有效高度為塔板主要工藝尺寸的計(jì)算1.溢流裝置計(jì)算篩板式塔的溢流裝置包括溢流堰，降液管和受液盤等幾部分。其尺寸和結(jié)構(gòu)對(duì)塔的性能有著重要影響。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)并結(jié)合其他影響因素，當(dāng)因D=1.0m,可選用單溢流弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：⑴堰長(zhǎng)?、埔缌餮吒叨扔?，選用平直堰，堰上液層高度近似取E=1，則取板上清液層高度，則同理可得，提餾段中⑶弓形降液管寬度和截面積由查圖5-7，得,故依式（5-9）驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即同理，提餾段中液體在降液管中停留時(shí)間，故降液管設(shè)計(jì)合理。⑷降液管底隙高度取同理，提餾段中取，則故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤，深度2.塔板布置⑴塔板的分塊因，故塔板采用分塊式。查表5-3得，板塊分為3塊。⑵邊緣區(qū)快讀確定?、情_孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積按式（5-12）計(jì)算，即其中故同理提餾段為⑷篩孔計(jì)算及其排列本例所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑篩孔按正三角形排列，取孔中心距篩孔數(shù)目開孔率為氣體通過篩孔的氣速為同理，提餾段篩孔數(shù)目氣體通過篩孔的氣速為七、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算1.塔板壓降⑴干板阻力干板阻力由故液柱同理，提餾段為液柱⑵氣體通過液層的阻力計(jì)算氣體通過液層的阻力由式（5-20）計(jì)算：查圖5-11，得。故同理，提餾段的為查圖5-11，得。故⑶液體表面張力的阻力計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由式（5-23）計(jì)算：液柱氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計(jì)算：液柱氣體通過每層塔板的壓降為：（設(shè)計(jì)允許值）同理，提餾段中液體表面的阻力由下式求得：液柱氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計(jì)算：液柱氣體通過每層塔板的壓降為：（設(shè)計(jì)允許值）2.液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。液沫夾帶液模夾帶量由式（5-24）計(jì)算：故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。同理提餾段：在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。4.漏液對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由式（5-25）計(jì)算：實(shí)際孔速穩(wěn)定系數(shù)為故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。同理提餾段中：實(shí)際孔速穩(wěn)定系數(shù)為故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。5.液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高苯-甲苯物系屬一般物系，取，則板上不設(shè)進(jìn)口堰，可由式（5-30）計(jì)算，即故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。同理提餾段：液柱故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。塔板負(fù)荷性能圖1漏液線漏液線，又稱氣相負(fù)荷下限線。氣相負(fù)荷低于此線將發(fā)生嚴(yán)重的漏液現(xiàn)象，氣、液不能充分接觸，使塔板效率下降。整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表。0.00060.3000.00150.3060.00300.3190.00450.329 由此表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。同理，提餾段的為：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表。0.00060.2760.00150.2850.00300.2970.00450.3062.液沫夾帶線當(dāng)氣相負(fù)荷超過此線時(shí)，液沫夾帶量過大，使塔板效率大為降低。對(duì)于精餾，一般控制eV≤0.1kg液/kg氣。以ev=0.1kg液/kg為限,求Vs-Ls關(guān)系如下:由整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表。0.00061.2550..00151.1940.00301.1170.00451.052 由此表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。同理，提餾段的為：，故整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表。0.00061.2470..00151.1880.00301.1130.00451.0493液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷低于此線，就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導(dǎo)致塔板效率下降。對(duì)于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式（5-7）得取E=1，則同理提餾段的為據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。4.液相負(fù)荷上限線該線又稱降液管超負(fù)荷線。液體流量超過此線，表明液體流量過大，液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間過短，進(jìn)入降液管的氣泡來不及與液相分離而被帶入下層塔板，造成氣相返混，降低塔板效率。以作為液體在漿液管中停留時(shí)間的下限，由式（5-9）得同理提餾段的為據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。5.液泛線若操作的氣液負(fù)荷超過此線時(shí)，塔內(nèi)將發(fā)生液泛現(xiàn)象，使塔不能正常操作。液泛可分為降液管液泛和液沫夾帶液泛兩種情況，在浮閥塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算中通常對(duì)降液管液泛進(jìn)行驗(yàn)算。為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板，降液管內(nèi)須維持一定的液層高度Hd令聯(lián)立得式中將有關(guān)數(shù)據(jù)帶入，得：故或在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表：0.00061.1210.00151.0830.00301.0260.00450.963 由此表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5同理對(duì)于提餾段故或在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表：0.00061.0130.00150.9800.00300.9280.00450.874根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖：下圖為精餾段板塔的負(fù)荷性能圖：泡沫夾帶線2下 液泛線5限線 上3限線 4 A 漏液線10 在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得，故操作彈性為下圖為提餾段板塔的負(fù)荷性能圖：下限線3上限線4泡沫夾帶線2液泛線5漏液線1在負(fù)荷性能圖上，作出操作線。由上圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得故操作彈性為九、塔附件設(shè)計(jì)1.再沸器（蒸餾釜）該設(shè)備是用于加熱塔底料液合之部分氣化提供蒸餾過程所需要的熱量的熱交換設(shè)備，常用的有以下幾種：內(nèi)置式再沸器，釜式再沸器，熱虹吸式再沸器，強(qiáng)制循環(huán)式再沸器。綜合考慮其生產(chǎn)的傳熱條件及經(jīng)濟(jì)效率選擇熱虹吸式再沸。采用飽和水蒸氣由160℃的蒸汽到160℃的液體，發(fā)生相變。由塔底再沸器的熱負(fù)荷，取安全系數(shù)為0.7，實(shí)際面積2.塔頂回流冷凝器塔頂回流冷凝器通常是采用管殼式換熱器,有臥式、立式、或管外冷凝器等形式。按冷凝器與塔的相對(duì)位置區(qū)分有這樣的兩類：整體式及自流式、強(qiáng)制循環(huán)式。在這個(gè)設(shè)計(jì)的生產(chǎn)中，由于產(chǎn)量比較大，宜選用強(qiáng)制循環(huán)式。苯—甲苯的蒸發(fā)潛熱與臨界溫度物質(zhì)沸點(diǎn)0C蒸發(fā)潛熱KJ/Kg臨界溫度TC/K苯80.0393.9288.5甲苯110.8363.0318.6取進(jìn)口（冷卻水）溫度為t1=20℃(當(dāng)?shù)?冷卻水出口溫度一般不超過40℃，否則易結(jié)垢，取出口溫度t2=30℃。泡點(diǎn)回流溫度：塔頂熱量衡算：依式，其中：塔頂回流液為飽和回流液且由氣態(tài)變?yōu)橐簯B(tài)，則，取安全系數(shù)為0.7，實(shí)際面積3.進(jìn)料管管徑本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管，管徑的計(jì)算公式時(shí)的進(jìn)料時(shí)進(jìn)料板液相平均密度進(jìn)料板液相平均摩爾質(zhì)量取u=1.5m/s,代入上式可得故查圖得管子規(guī)格為熱軋鋼管，其規(guī)格為4.回流管管徑回流量D=16.82Kmol/h=0.98378.11+(1-0.983)92.14=78.35Kg/mol則液體流量取管內(nèi)流速，則回流管直徑故查圖得管子規(guī)格為熱軋鋼管，其規(guī)格為5.釜?dú)堃撼隽瞎艹隽瞎芄軓剿斏仙羝捏w積流量：W=21.95Kmol/h=0.02478.11+(1-0.024)92.14=91.80Kg/mol取管內(nèi)流速故查圖得管子規(guī)格為熱軋鋼管，其規(guī)格為6塔頂蒸氣出料管直管出氣，取出口氣速故管子規(guī)格為熱軋鋼管,其規(guī)格為7.塔底進(jìn)氣管采用直管取氣速，則故管子規(guī)格為熱軋鋼管,其規(guī)格為8.人孔人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于人進(jìn)出任何一層塔板。由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會(huì)使制造時(shí)塔體的彎曲度難以達(dá)到要求，一般每隔10~20塊板才設(shè)一個(gè)孔，本塔中共32塊板，需設(shè)置2個(gè)人孔，每個(gè)人孔直徑為800mm，板間距為350mm,人孔深入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形狀及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設(shè)計(jì)也是如此。十、設(shè)計(jì)一覽表將設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于下表：序號(hào)項(xiàng)目精餾段提餾段1平均溫度90.8107.52平均壓力108.8113.73氣相流量0.5360.5364液相流量0.00150.00305實(shí)際塔板數(shù)10146有效段高度Z，m3.65.27塔徑D，m1.01.08板間距，m0.40.49溢流形式單溢流單溢流10降液管形式弓形弓形11堰長(zhǎng)，m0.660.6612堰高，m0.0440.04213板上液層高度，m0.060.0614堰上液層高度，m0.0160.01815降液管底隙高度0.0280.03016安定區(qū)寬度，m0.0650.06517邊緣區(qū)寬度，m0.0350.03518開孔區(qū)面積0.5320.53219篩孔直徑，m0.0050.00520篩孔數(shù)目n2731273121孔中心距t，m