苯甲苯二元物系浮閥精餾塔設(shè)計(jì)

1、吉吉林林化化工工學(xué)學(xué)院院化化 工工 原原 理理 課課 程程 設(shè)設(shè) 計(jì)計(jì) 題目題目 苯苯-甲苯二元物系浮閥精餾塔設(shè)計(jì)甲苯二元物系浮閥精餾塔設(shè)計(jì) 2013 年年 06 月月 1111 日日 目目 錄錄摘摘 要要11 緒緒 論論22設(shè)計(jì)方案的選擇設(shè)計(jì)方案的選擇 4 4第一張第一張 塔板的工藝的計(jì)算塔板的工藝的計(jì)算661.1 主要基礎(chǔ)物性參數(shù)661.2 精餾塔實(shí)體塔板的計(jì)算771.2.1 精餾塔物料衡算771.2.2 理論塔板數(shù)的確定771.2.3 板效率的計(jì)算10101.2.4 實(shí)際板數(shù)的確定1111第二章第二章 精餾塔主要工藝尺寸精餾塔主要工藝尺寸12122.1 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性參數(shù)的計(jì)

2、算12122.1.1 操作壓力計(jì)算12122.1.2 液相平均表面張力計(jì)算12122.1.3 熱量衡算13132.1.4 平均摩爾質(zhì)量衡算15152.1.5 平均密度計(jì)算16162.2 塔體工藝尺寸的計(jì)算18182.2.1 精餾塔塔徑的計(jì)算18182.2.2 精餾塔有效高度的計(jì)算19192.3 塔板工藝尺寸的計(jì)算19192.3.1 溢流裝置的設(shè)計(jì)19192.3.2 浮閥布置設(shè)計(jì)20202.3.3 浮閥板流體力學(xué)驗(yàn)算22222.4 塔板負(fù)荷性能圖25252.4.1 夜沫夾帶線的繪制25252.4.2 液泛線的繪制25252.4.3 漏液線的繪制26262.4.4 液相負(fù)荷的下限線的繪制26262

3、.4.5 液相負(fù)荷的上限線的繪制27272.4.6 小結(jié)2828第三章第三章 輔助設(shè)備及選型輔助設(shè)備及選型29293.1 接管的計(jì)算29293.1.1 進(jìn)料管的選擇29293.1.2 回流管的選擇29293.1.3 釜底出口管路的選擇30303.1.4 塔頂蒸汽管30303.1.5 加料蒸汽管的選擇30303.1.6 封頭的設(shè)計(jì)31313.1.7 人孔的設(shè)計(jì)31313.1.8 法蘭的設(shè)計(jì)31313.1.9 裙座的計(jì)算31313.2.0 塔釜設(shè)計(jì) 3131第四章第四章 塔高的設(shè)計(jì)塔高的設(shè)計(jì)32324.1 塔總高度的計(jì)算3232第五章第五章 附屬設(shè)備計(jì)算附屬設(shè)備計(jì)算33335.1 冷凝器的選擇33

4、335.2 再沸器的選擇3333總結(jié)語總結(jié)語 3535主要符號(hào)說明主要符號(hào)說明 3636參考文獻(xiàn)參考文獻(xiàn) 3838化工原理課程設(shè)計(jì)教師評(píng)分表化工原理課程設(shè)計(jì)教師評(píng)分表 3939摘摘 要要本次設(shè)計(jì)的浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計(jì)針對(duì)二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、計(jì)算、核算、繪圖，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過程，該設(shè)計(jì)方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。本文設(shè)計(jì)了浮閥精餾塔及其附屬元件的尺寸、管線路線的鋪設(shè)，并對(duì)摩爾分?jǐn)?shù)為 0.45 的苯甲苯二元溶液進(jìn)行精餾過程，其中塔頂使用全凝器，部分回流。按逐板計(jì)算理論板數(shù)為 15。由平均粘度得到全塔效率為 50%，從而得到了塔的精餾段實(shí)際板數(shù)為 14 塊，提餾段實(shí)

5、際板數(shù)為 15。實(shí)際加料位置在第 15 塊板。確定了塔的主要工藝尺寸，塔板采用單溢流弓型降液管齒型堰如塔徑 1.0米等。且經(jīng)過液泛線，漏液線，液相負(fù)荷上限，液相負(fù)荷下限的校核，確定了操作點(diǎn)符合操作要求。精餾段的操作彈性為 4.77，提餾段的操作彈性為 4.27，符合操作要求。關(guān)鍵詞： 苯 甲苯 精餾塔 浮閥 操作彈性緒緒 論論1.精餾塔概述精餾塔（fractionating column）是進(jìn)行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。有板式塔與填料塔兩種主要類型。根據(jù)操作方式又可分為連續(xù)精餾塔與間歇精餾塔。關(guān)于各種類型塔板的介紹主要的塔板型式有：泡罩塔板；浮閥塔板；篩孔塔板；舌形塔板（斜孔塔

6、板） ；網(wǎng)孔塔板；垂直浮閥；多降液管塔板；林德浮閥；無溢流塔板。 泡罩塔板泡罩塔板的氣體通道是由升氣管和泡罩構(gòu)成的。升氣管是泡罩塔區(qū)別于其它塔板的主要結(jié)構(gòu)特征。這種結(jié)構(gòu)不僅結(jié)構(gòu)過于復(fù)雜，制造成本高，而且氣體通道曲折多變、干板壓降達(dá)、液泛氣速低、生產(chǎn)能力小。 浮閥塔板 浮閥塔板是對(duì)泡罩塔板的改進(jìn)，取消了升氣管，在塔板開孔上訪設(shè)置了浮閥，浮閥可根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開度。氣量較小時(shí)可避免過多的漏液，氣量較大時(shí)可使氣速不致過高，降低了壓降。 篩孔塔板 篩孔塔板是最簡(jiǎn)單的塔板，造價(jià)低廉，只要設(shè)計(jì)合理，其操作彈性是可以滿足生產(chǎn)需要的，目前已成為應(yīng)用最為廣泛的一種板型。 舌形塔板 舌形塔板是為了防止過量液

7、沫夾帶而設(shè)計(jì)的一種塔型，由舌孔噴出的氣流方向近于水平，產(chǎn)生的液滴幾乎不具有向上的初速度。同時(shí)從舌孔噴出的氣流，通過動(dòng)量傳遞推動(dòng)液體流動(dòng)，降低了板上液層厚度和塔板壓降。 網(wǎng)孔塔板 網(wǎng)孔塔板采用沖有傾斜開孔的薄板制造，具有舌形塔板的特點(diǎn)，并易于加工。 垂直浮閥 垂直浮閥是在塔板上開有若干直徑為 100-200mm 的大圓孔，孔上設(shè)置圓柱形泡罩，泡罩下緣于塔板有一定的間隙，泡罩側(cè)壁開有許多篩孔。氣流噴射方向是水平的，液滴在垂直方向的初速度為零，液沫夾帶量很小。 多降液管塔板 在普通浮閥上設(shè)置多根降液管以適應(yīng)大液體量的要求，降液管為懸掛式。 林德浮閥 林德浮閥是專為真空精餾設(shè)計(jì)的高效低壓降塔板，在整個(gè)

8、浮閥上布置一定數(shù)量的導(dǎo)向斜孔，并在塔板入口處設(shè)置鼓泡促進(jìn)裝置。 無溢流塔板 無溢流塔板是一種簡(jiǎn)易塔板，只是一塊均勻開有一定縫隙或篩孔的圓形平板，無降液管，結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低廉。2.儀器的選用篩板精餾塔是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的汽液傳質(zhì)設(shè)備。它的結(jié)構(gòu)特點(diǎn)是塔板上開有許多均勻的小孔。根據(jù)孔徑的大小，分為小孔徑篩板和大孔徑篩板兩類。工業(yè)上以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場(chǎng)合（如分離難度大、易結(jié)焦的物系） 。篩板的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力較大，氣體分散均勻，傳質(zhì)效率較高。合理的設(shè)計(jì)和適當(dāng)?shù)牟僮髂軡M足要求的操作彈性，而且效率高。 篩板塔制造維修方

9、便，相同條件下生產(chǎn)能力比泡罩塔高 10%15%，板效率亦約高 10%15%，而每板壓力降則低 30%左右，適用于真空蒸餾；塔板效率較高，但稍低于浮閥塔。具有較高的操作彈性，但稍低于泡罩塔。其缺點(diǎn)是小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理臟的、粘性大的和帶固體粒子的料液。飽和蒸汽產(chǎn)品采出塔底物料采出進(jìn)料精餾框架簡(jiǎn)圖第第 1 章章 設(shè)設(shè) 計(jì)計(jì) 方方 案案1.1 裝置流程的確定裝置流程的確定 蒸餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器，蒸餾釜（再沸器） ，冷凝器，釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)。按過程按操作方式的不同，分為聯(lián)組整流和間歇蒸餾兩種流程。連續(xù)蒸餾有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點(diǎn)，工業(yè)生產(chǎn)中以連續(xù)蒸餾為主。間歇蒸餾具

10、有操作靈活，適應(yīng)性強(qiáng)等優(yōu)點(diǎn)，適合于小規(guī)模，多品種或多組分物系的初步分離。 蒸餾通過物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝實(shí)現(xiàn)分離，熱量自塔釜輸入，由冷凝器中的冷卻質(zhì) 將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，為此，在確定裝置流程時(shí)應(yīng)考慮余熱的利用。譬如，用余料作為塔頂產(chǎn)品（或釜液產(chǎn)品）冷卻器的冷卻介質(zhì)，既可以將原料預(yù)熱，又可以節(jié)約冷卻質(zhì)。 另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵這節(jié)送入塔原料外也可以用高位槽送料，以免受泵操作波動(dòng)的影響。 塔頂冷凝裝置可采用全冷凝器，分冷凝器兩種不同的設(shè)置。甲醇和水不反應(yīng)，且容易冷凝，故使用全凝器，用水冷凝。塔頂出來的氣體溫度不高，冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高，無

11、需進(jìn)一步冷卻，此次分離也是希望得到甲醇，選用全凝器符合要求。 總之，確定流程時(shí)要較全面，合理地兼顧設(shè)備，操作費(fèi)用，操作控制及安全諸因素。1.2 操作壓力的選擇操作壓力的選擇 蒸餾過程中按操作壓力不同，分為常壓蒸餾，減壓蒸餾和加壓蒸餾。一般地，除熱明性物系，凡通過常壓蒸餾能夠?qū)崿F(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的物系，都能采用常壓蒸餾；對(duì)熱敏性物系或者混合物泡點(diǎn)過高的物系，則宜采用減壓蒸餾；對(duì)常壓下餾出物冷凝溫度過低的物系，需提高塔壓或者采用深井水，冷凍鹽水作為冷卻劑；而常壓下呈氣態(tài)的物系必須采用加壓蒸餾。甲苯和苯在常壓下就能夠分離出來，所以本實(shí)驗(yàn)在常壓下操作就可以。1.3 進(jìn)料狀

12、況的選擇進(jìn)料狀況的選擇 進(jìn)料狀況一般有冷液進(jìn)料，泡點(diǎn)進(jìn)料。對(duì)于冷液進(jìn)料，當(dāng)組成一定時(shí)，流量一定對(duì)分離有利，節(jié)省加熱費(fèi)用。采用泡點(diǎn)進(jìn)料不僅對(duì)穩(wěn)定操作較為方便，且不受季節(jié)溫度影響。綜合考慮，設(shè)計(jì)上采用泡點(diǎn)進(jìn)料。泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，基于恒摩爾流假定，精餾段和提餾段上升蒸汽的摩爾流量相等，故精餾段和提餾段塔徑基本相等，制造上較為方便。1.4 加熱方式的選擇加熱方式的選擇 加熱方式可分為直接蒸汽和間接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱直接由塔底進(jìn)入塔內(nèi)。由于重組分是水，故省略加熱裝置。但在一定的回流比條件下，塔底蒸汽回流液有稀釋作用，使理論板數(shù)增加，費(fèi)用增加。間接蒸汽加熱使通過加熱器使釡液部分汽化。上升蒸汽回流下來的冷液進(jìn)

13、行傳質(zhì)，其優(yōu)點(diǎn)是釜液部分汽化，維持原來的濃度，以減少理論塔板數(shù)，其缺點(diǎn)是增加加熱裝置。本設(shè)計(jì)塔釡采用間接加熱蒸汽，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。 1.5 回流比的選擇回流比的選擇 回流方式可分為重力回流和強(qiáng)制回流。對(duì)于小型塔，回流冷凝器一般安裝在塔頂。其優(yōu)點(diǎn)是回流冷凝器無需支持結(jié)構(gòu)，其缺點(diǎn)是回流冷凝器回流控制較。如果需要較高的塔頂處理或塔板數(shù)較多時(shí)，回流冷凝器不宜安裝在塔頂。因?yàn)樗斃淠鞑灰寻惭b，檢修和清理。在這種情況下，可采用強(qiáng)制回流，塔頂上蒸汽采用冷凝器冷卻以冷回流流入塔中。由于本次設(shè)計(jì)為小型塔，故采用重力回流。本設(shè)計(jì)物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比卻最小回流比的 1.5 倍。

14、第一章第一章 塔板的工藝塔板的工藝的計(jì)算的計(jì)算1.1 主要基礎(chǔ)物性參數(shù)表 11 苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量沸點(diǎn)臨界溫度臨界壓強(qiáng)苯 ac6h678.1180.1288.54833.2甲苯 bc6h5ch392.13110.6318.574107.7 表 12 液相密度 kg/m3溫度8090100110120a815803.9792.5780.3768.9b810800.2790.3780.3770.0 表 13 表面張力 mn/m溫度8090100110120a21.2720.0618.8517.6616.49b21.6920.5919.9418.4117.31表 14 粘度 lmpa

15、溫度8090100110120a0.3080.2790.2550.2330.215b0.3110.2860.2640.2540.228 表 15 汽化熱 kj/kg溫度8090100110120a394.1386.9379.3371.5363.2b379.9373.8367.6361.2354.61.2 精餾塔實(shí)際塔板的計(jì)算1.2.1 精餾塔物料衡算加料量：f=125kmol/h 原料組成:xf=0.45 塔頂組成：xd=0.98 塔底組成:xw=0.03 總物料衡算 d+w=125 輕組分(苯)物料衡算 125 0.45=0.98d+0.03w 聯(lián)立兩式可解得 d=55.26kmol/h w

16、=69.74kmol/h平均相對(duì)分子質(zhì)量:=78.110.45+92.141-0.45=85.82kmol fm=78.110.9892.14（1-0.98）=78.39kmol dm=78.110.03+92.141-0.03)=91.12kmolwm故質(zhì)量流量：= d=4331.83hddm =w=6354.71hwwm =f=10686.54hffm質(zhì)量分率：=dx9765. 014.92211.789811.7898 =wx0255. 014.929711.78311.783 =,fx45 78.110.409545 78.1155 理論塔板數(shù)的確定 1.最小回流

17、比及操作回流比的計(jì)算 (1)相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算 查表 3-21 得常壓下苯-甲苯氣液平衡組成與溫度關(guān)系如下表：利用表中數(shù)據(jù)由插值法可求得 tf,td,tw 得: td =80.480.21 80.6680.6699979897dt xf=0.45 時(shí) 得 tf =92.69 xw =0.03 時(shí) 得 tw=108.792.相對(duì)揮發(fā)度m的計(jì)算苯甲苯的飽和蒸汽壓可用安托因方程求解，即：lg=a- 式中：t：物系溫度，單位： .：飽和蒸汽壓/kpa，0pbtc0pa,b,c,antoine 常數(shù)，見如下表 1-2：表 1-2組分abc苯(a)6.0321206.35220.24甲苯(b)6.07813

18、43.94219.58即：苯-甲苯的安托因方程分別為：oaob1206.35lg6.032220.241343.94lg6.078219.58ptpt對(duì)于塔頂：，則：80.4dtoa1206.35lg6.032104.7180.4220.241343.94lg6.07839.62880.41219.58oaoobbppkpappkpa104.722.64239.628oaobpap頂同理塔底：，則：w109.18toa1206.35lg6.032232.273108.79220.241343.94lg6.07896.605108.79219.58oaoobbppkpappkpa 232.273

19、2.40496.605oaobpap底相對(duì)揮發(fā)度2.642 2.4042.52maaa頂?shù)讖亩玫较嗥胶夥匠?x= (1)(1)2.52 1.52yyyy3.最小回流比的計(jì)算最小回流比的確定：min111.3711ddffxxrxx操作回流比 r=1.5rmin=2.05 4.精餾塔的氣、液相負(fù)荷精餾段 ：l=rd=2.0555.26=113.28kmol/hv=(r+1)d=(2.05+1)55.26=168.54kmol/h提餾段： 113.28+0.99125=237.03kmol/hqfll168.54-0.01125=167.29 kmol/hfqvv) 1(5.操作線方程的計(jì)算精餾

20、段操作線方程為： 提餾段操作線方程32. 067. 0111xrxxrrydnn為： 012. 042. 11nwnnxvwxxvly6.精餾塔理論塔板的確定 由于塔頂是全凝器所以有10.98dyx1110.95112.52 1.52yxy由精餾段操作線方程 y=0.67x+0.32 得 y2=0.9682由平衡線方程可得8987. 052. 152. 2222yyx同理可算出如下值：y3=0.9221;x3=0.8245y4=0.8724;x4=0.7323y5=0.8106;x5=0.6294y6=0.7414;x6=0.5326y7=0.6768;x7=0.4538y8=0.6240;x

21、8=0.3971x所以第八塊為進(jìn)料板，以下交替使用提留操作線方程與相平衡方程 y9=0.5519;x9=0.3283 y10=0.4542;x10=0.2482y11=0.3404;x11=0.1700 y12=0.2294;x12=0.1057y13=0.1381;x13=0.0598y14=0.0729;x14=0.0303y15=0.0311;x15=0.0126800mm，故采用分塊塔板，查表的分為三塊。邊緣安定區(qū)寬度的確定取 ws=ws=0.10m wc=0.050m浮閥數(shù)目，閥孔排列及塔板布置預(yù)選取發(fā)空功能因子 f0=12精餾段：0101127.07/2.88vfum s每層塔板上

22、的浮閥數(shù)目22000.6710.785 (0.039)7.074svnd u個(gè) 222a2arcsin180pxx rxrr鼓泡面積 其中 r=d/2wc=1.0/20.05=0.45m x=d/2（wd+ws）=1.0/20.151=0.349m 222120.34920.3490.450.349)0.45sin)1800.450.3779ppaam（）（）提餾段：0101126.7937/3.12vfum s22000.567700.785 (0.039)6.79374svnd u個(gè)2.3.3 浮閥板流體力學(xué)驗(yàn)算氣體通過浮閥塔板的靜壓頭降 hhhhlcf干板壓降 hc 1.825173.1

23、5.9/2.88ocum s因?yàn)?1oocuu 22117.072.885.345.340.04922 9.81807.4196ovcluhmg板上漏層阻力 即塔板上含氣液層靜壓頭降選充氣因數(shù) 0=0.5=0.50.06=0.03mlh0lh液體表面張力造成的靜壓頭降對(duì)浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力阻力很小，計(jì)算時(shí)一般可以忽略。h所以氣體通過浮閥塔板的靜壓頭=0.049+0.03=0.079mhhhhlcf換算成單板壓降 pf=hfg=0.079807.41969.81=625.742pa700 lpa提餾段：干板壓降 hc 11.825273.15.63/3.12ocum s因?yàn)?22oo

24、cuu 22225.633.125.345.340.034522 9.81780.964ovcluhmg板上漏層阻力 即塔板上含氣液層靜壓頭降選充氣因數(shù) 0=0.5=0.50.06=0.03mlh0lh液體表面張力造成的靜壓頭降對(duì)浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力阻力很小，計(jì)算時(shí)一般可以忽略。h所以氣體通過浮閥塔板的靜壓頭=0.0345+0.03=0.0645mhhhhlcf換算成單板壓降 pf=hfg=0.0645780.9649.81=494.15pa700 lpa1) 降液管液面高度的計(jì)算 單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)于液柱高度 hp1=0.084m 1液體通過降液管的靜壓頭降dh因不設(shè)進(jìn)口

25、堰，所以可用式20153. 0hllhwsd式中00.001404 ,0.7 ,0.025swlm lm hmm20.0014040.1530.00098480.7 0.025dhm 板上液層高度：hl=0.079m,hd1=0.079+0.0009848+0.06=0.14m取=0.5，已選定 ht=0.40m,hw=0.049m ()0.5(0.400.049)0.2245twhhm從而可知，符合防止液泛的要求。)(wtdhhh（2）提餾段： 單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)于液柱高度 hp2=0.0645m 1液體通過降液管的靜壓頭降dh因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式20153. 0hllhwsd式

26、中00.0033 ,0.7 ,0.02773swlm lm hmm20.00330.1530.0044220.7 0.02773dhm 板上液層高度：hl=0.07m,10.0790.0044220.060.14340.5,0.40 ,0.0412dtwhmhm hm取已選定 ()0.5 (0.400.0412)0.2206twhhm從而可知，符合防止液泛的要求)(wtdhhh2) 液沫夾帶量計(jì)算ve判斷液沫夾帶量是否在小于 10%的合理范圍內(nèi)，是通過計(jì)算泛點(diǎn)率 f1來完成ve的。泛點(diǎn)%10036. 11pflsglgsakczlvf塔板上液體流程長(zhǎng)度21 2 0.1510.698lzdwdm

27、 塔板上液流面積m220.7582 0.07380.6374ptfaaa 苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù) k 值，k=1.0,在從泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù) cf=0.127,將以上數(shù)值 分別代入上式，得泛點(diǎn)率 f1為12.880.61.36 0.001404 0.698807.41962.88100%45.63%1 0.128 0.6374f為避免霧沫夾帶過量，對(duì)于大塔，泛點(diǎn)需控制在 80%以下。從以上計(jì)算的結(jié)果可知，其泛點(diǎn)率都低于 80%，所以霧沫夾帶量能滿足0.1kg(液)/kg(干氣體)ve的要求。提餾段：取系數(shù) k=1.0,泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù) cf=0.131由以23.120

28、.5671.36 0.0033 0.698780.41963.12100%46.76%1 0.131 0.6374f上計(jì)算可知，符合要求根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)流體力學(xué)驗(yàn)算，可以認(rèn)為精餾段塔徑和各項(xiàng)工藝尺寸是合適的。2.4 塔板負(fù)荷性能圖2.4.1 液沫夾帶線的繪制液沫夾帶線上線時(shí)，ev=0.10kg 液/kg 干氣，泛點(diǎn)是 80%.則有 = 1f%80%10036. 1pflsvlvsakczlv（1）精餾段： 2.881.36 0.698807.41962.880.81.0 0.128 0.6374ssvl整理可得：1.09 15.87ssvl（2）提餾段：3.121.36 0.698780.9

29、640 0.131 0.6374ssvl整理得：1.06 15.07ssvl2.4.2 液泛線的繪制當(dāng)降液管中泡沫總高度=（ht+）時(shí)將出現(xiàn)液沫dhwh ()ptwldcdhhhhhhhllh +h +h +由此確定液泛線()twhh222300036002.845.340.153121000vsswlwwullhgl hl（）而式中閥孔氣速 u0與體積流量有如下關(guān)系。即ndvus2004對(duì)于精餾段：222422.8880.22455.340.1533.140.03971 807.41969.8ssswvll l 2232236002.840.15310.50.049100

30、00.840.840.026ssll（）解得液泛方程 22231.123700.689.4sssvll對(duì)于提餾段： 22443.1280.22065.343.140.03970780.96409.8sv 2232236002.840.1531 0.50.04120.70.0277310000.7ssll（）解得液泛方程22231.01192606.328.145sssvll2.4.3 漏液線的繪制精餾段計(jì)算 取動(dòng)能因數(shù) f=5 110min223min00min5()2.946/2.883.14()()0.03971 2.9460.2497m /s0.644vsfum svdnu提餾段計(jì)算21

31、0min223min00min5()2.8307/3.123.14()()0.03970 2.83070.2366m /s0.56744vsfum svdnu因此不會(huì)產(chǎn)生漏液現(xiàn)象 m3/s2.4.4 液相負(fù)荷的下限線的繪制對(duì)于平直堰，取堰上液層高度=0.006m 作為最小液體符合標(biāo)準(zhǔn)owh=0.006owhwsllemin3600100084. 223式中 e=1 323min0.006 10000.70.000597/2.84 13600slms2.4.5 液相負(fù)荷的上限線的繪制液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于 3-5 秒，液體在降液管中停留時(shí)間為 slhatstf53以 t=5

32、s 座為液體在降液管中停留時(shí)間的下限 3max0.738 0.400.005904/55ftsahlms00.811.21.400.0010.0020.0030.0040.0050.0060.007系列1系列2系列3系列4系列5系列6 圖表 1 00.811.200.0010.0020.0030.0040.0050.0060.007系列1系列2系列3系列4系列5系列6圖表 2 2.4.6 小結(jié)1. 從塔板負(fù)荷性能圖中可看出，按生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣相和液相流量所得到的操作點(diǎn) p 在適宜操作區(qū)的適中位置，說明塔板設(shè)計(jì)合理。2. 因?yàn)橐悍壕€在霧沫夾帶線的上方，所以塔板

33、的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。3. 按固定的液氣比，從負(fù)荷性能圖中可查得精餾段氣相負(fù)荷上限 vsmax=1.05 m3/s,氣相負(fù)荷下限 vsmin=0.22 m3/s，所以可得maxmin1.054.770.22vsvs精餾段氣相負(fù)荷上限 vsmax=1.00475 m3/s,氣相負(fù)荷下限 vsmin=0.28 m3/s，所以可得maxmin0.944.270.22vsvs塔板的這一操作彈性在合理的范圍(35)之內(nèi)，由此也可表明塔板設(shè)計(jì)是合理的。第三章第三章 輔助設(shè)備及選型輔助設(shè)備及選型3.1 接管的計(jì)算與選擇3.1.1 進(jìn)料管的選擇進(jìn)料的質(zhì)量流率： hkgmfglfm

34、f/9 .1106613.85130進(jìn)料的體積流率： hkggllfmff/83.13則進(jìn)料管的直徑可由以下公式計(jì)算： fffuld36004式中：為料液在進(jìn)液管內(nèi)的流速，且取=1.6m/sfufu則mmdf3 .556 . 114. 3360083.134同時(shí)設(shè)置兩個(gè)進(jìn)料管不同時(shí)間內(nèi)進(jìn)料，且每個(gè)進(jìn)料管的進(jìn)料量均為： hkglf/85. 53.1.2 回流管的選擇冷凝器安裝在塔頂時(shí)，回流液在管道中的流速一般不能過高，否則冷凝器高度也要相應(yīng)提高。 即回流管設(shè)計(jì)如下：回流管的質(zhì)量流率： hkgmdgldmd/636.452880.7847.57 2144.1482.633/814.4280ddld

35、mglkg h回流管直徑依下式計(jì)算： ddduld36004式中：為液料在回流管內(nèi)的流速，且取=1.6m/sdududd=35.07mm 3.1.3 釜底出口管路的選擇釜底料液的質(zhì)量流量hkgmwgw/4516.665272.9153.72釜底料液的體積流量= wlhkgglwmw/51. 85168.7814516.6652釜底出口管直徑依下式計(jì)算： wwwuld36004式中：為液料在釜底出口管內(nèi)的流速，且取=1.6m/sduwu 38.436 . 114. 3360051. 84wd3.1.4 塔頂蒸汽管從塔頂至冷凝器的蒸汽管，尺寸必須適合，以免產(chǎn)生過大壓降，特別在減壓過程中，過大壓降會(huì)

36、影響塔的真空度。即塔頂蒸汽管設(shè)計(jì)如下：塔頂蒸汽管直徑依下式計(jì)算： tstuvd4式中：為液料在塔頂蒸汽管內(nèi)的流速，且取=20m/s；tutu 近似取為精餾段的體積流率，且=0.6。svsvsm /3 4 0.60.1955195.53.14 20tdmmm3.1.5 加料蒸汽管的選擇加料蒸汽管直徑依下式計(jì)算： 4svdu式中：為液料在塔頂蒸汽管內(nèi)的流速，且取=23m/s；uu 4 0.67760.1772177.23.14 23dmmm3.1.6 封頭的設(shè)計(jì)封頭分為橢圓形封頭、蝶形封頭等幾種，本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由公稱直徑 d=1000mm，可查得曲面高 hl=250mm,直邊高度 h0=4

37、0mm，內(nèi)表面積 1.2096，容積 v=0.16232m3m3.1.7 人孔的設(shè)計(jì)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 6-8 塊板開設(shè)一個(gè)孔，本塔分別在第 8、14、21塊板處（從上往下數(shù)）開設(shè)一個(gè)人孔，即可。在設(shè)置人孔處，每個(gè)人孔直徑為450mm，板間距為 800mm，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。3.1.8 法蘭由于近似常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，帶頸平焊鋼管法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)的法蘭。進(jìn)料管接管法蘭：dn15pn105hg2

38、0592-97回流管接管法蘭：dn15pn105hg20592-97塔底出料管法蘭：dn20pn105hg20592-97塔頂蒸汽管法蘭：dn150pn105hg20592-97塔釜蒸汽進(jìn)氣法蘭：dn150pn105hg20592-973.1.9 裙座塔底采用圓筒形桾座支撐。由于均作內(nèi)徑，故桾座壁厚取 16800mmmm基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：dbi=(1400+2*16)-(0.20.4)*1000=1032mm基礎(chǔ)環(huán)外徑：db0=(1400+2*16)-(0.20.4)*1000=1832mm 圓整：dbi=1200mm,dbo=2000mm;基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取 18mm，考慮到再沸器，桾座

39、高度取，地角螺栓直徑取3m30m3.2.0 塔釜設(shè)計(jì)塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔板到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時(shí)間為 5min.裝料系統(tǒng) 0.5h=（tl60-r）/+0.6=(50.004260-0.142)/1.130+0.6=1.5mta第四章第四章 塔高的計(jì)算塔高的計(jì)算4.1 塔總高度的計(jì)算h=(n-np-2)ht+hf+nphp+hb+h1+h2實(shí)際塔板數(shù) n=29 人孔 np=3塔板間距 ht=0.40 進(jìn)料板處間距 hf=0.8m人孔處板間距 hp=0.8 桾座高度 h2=3m封頭高度 h1=0.35m所以總高度：h=(29-3-2)0.4+0.8+2.4+0.35+1

40、.5+3=17.65 第五章第五章 附屬設(shè)備計(jì)算附屬設(shè)備計(jì)算即即代代 入入已已得得數(shù)數(shù)據(jù)據(jù)可可得得 h h= =1 14 4. .9 98 8m m 第第五五章章 附附屬屬設(shè)設(shè)備備設(shè)設(shè)計(jì)計(jì)5.1 冷凝器的選擇有機(jī)蒸氣冷凝器設(shè)計(jì)選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為 500-1500kcal/().m2h本設(shè)計(jì)?。?2926kj/()hm/kcal7002（k.m2h出料液溫度：80.4（飽和氣）80.4（飽和液）冷卻水溫度：2035逆流操作：12121260.4,45.460.445.452.5460.4lnln45.4mttttttt 傳熱面積：根據(jù)全塔熱量衡算，得q2373930.671kj/h 2

41、2373930.67115.442926 52.54qamk t設(shè)備型號(hào)：1416500ig5.2 再沸器的選擇選用 120飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取。22926 /()kjmh c料液溫度：80.4100,水蒸汽溫度 120120逆流操作： 201t 239.6t12122039.628.6920lnln39.6mttttt換熱面積：根據(jù)全塔熱量恒算，得 q3967705.675kj/h23967705.67547.262926 28.69bmqamk t 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表：項(xiàng)目?jī)?nèi)容數(shù)值或說明備注塔徑 d/m10 板間距 ht/m0.40塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速 u/(m/s

42、)0.632堰長(zhǎng)(lw)0.7板上液層高度 hw/m0.06降液管底隙高度 h0/m0.026浮閥數(shù) n/個(gè)84等腰三角形叉排閥孔氣速 u0/(m/s)7.09臨界閥孔氣速 u0c(m/s)5.9閥孔動(dòng)能因數(shù) f012孔心距 t/m0.075同一橫排的孔心距排間距 h/m0.065相鄰兩橫排中心線距離單板壓降 p/pa0.7液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間/s5降液管內(nèi)清液層高度 hd/m0.155泛點(diǎn)率(%)37.74氣相負(fù)荷上限 vsmax/(m3/s)1.2394霧沫夾帶控制氣相負(fù)荷下限 vsmin/(m3/s)0.2963漏液控制操作彈性4.183總結(jié)語總結(jié)語經(jīng)過這段時(shí)間的查閱文獻(xiàn)、計(jì)算數(shù)據(jù)和上

43、機(jī)敲電子版，化工原理課程設(shè)計(jì)的基本工作已經(jīng)完成，并得出了可行的設(shè)計(jì)方案，全部計(jì)算過程已在前面的章節(jié)中給以體現(xiàn)。首先我要再這里十分感謝我的指導(dǎo)教師劉保雷老師以及幫助過我的同學(xué)們，在你們的幫助下使我對(duì)化工原理單元操作有了更深刻的認(rèn)識(shí)，使我通過自己動(dòng)手動(dòng)腦的設(shè)計(jì)過程對(duì)工程師有了新的體驗(yàn)。也更一步憧憬那樣的工作。非常感謝你們。課程設(shè)計(jì)是對(duì)以往學(xué)過的知識(shí)加以檢驗(yàn)，能夠培養(yǎng)理論聯(lián)系實(shí)際的能力，尤其是這次精餾塔設(shè)計(jì)更加深入了對(duì)化工生產(chǎn)過程的理解和認(rèn)識(shí)，使我們所學(xué)的知識(shí)不局限于書本，并鍛煉了我們的邏輯思維能力，同時(shí)也讓我深深地感受到工程設(shè)計(jì)的復(fù)雜性以及我了解的知識(shí)的狹隘性。所有的這些為我今后的努力指明了具體的

44、方向。設(shè)計(jì)過程中培養(yǎng)了我的自學(xué)能力，設(shè)計(jì)中的許多知識(shí)都需要查閱資料和文獻(xiàn)，并要求加以歸納、整理和總結(jié)。通過自學(xué)及老師的指導(dǎo)，不僅鞏固了所學(xué)的化工原理知識(shí),更極大地拓寬了我的知識(shí)面，讓我更加認(rèn)識(shí)到實(shí)際化工生產(chǎn)過程和理論的聯(lián)系和差別，這對(duì)將來的畢業(yè)設(shè)計(jì)及工作無疑將起到重要的作用.在此次化工原理設(shè)計(jì)過程中，我的收獲很大,感觸也很深，更覺得學(xué)好基礎(chǔ)知識(shí)的重要性。同時(shí)通過這次課程設(shè)計(jì)，我深深地體會(huì)到與人討論的重要性。因?yàn)橥ㄟ^與同學(xué)或者是老師的交換看法很容易發(fā)現(xiàn)自己認(rèn)識(shí)的不足，從而讓自己少走彎路。 感謝您的閱讀。 主要符號(hào)說明主要符號(hào)說明號(hào)號(hào)說說明明 主要符號(hào)說明主要符號(hào)說明主要符號(hào)說明符號(hào)意義si組分的量kmol組分的量kmol組分的量kmol塔頂產(chǎn)品流率kmol/s總板效率