化工原理課程設(shè)計(jì)泡罩塔

1、歡迎共閱目錄中文摘要 7英文摘要 81引言 91.1 二元混合精餾概述 91.2 泡罩塔簡(jiǎn)介 101.3 設(shè)計(jì)方案的確定 10« I 1 I=1.4 操作流程 101.5 精餾塔的設(shè)計(jì)步驟 112塔的工藝參數(shù)計(jì)算 122.1 主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 122.1.1 苯和甲苯的物理性質(zhì) 122.1.2常壓下苯一甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù) 12. 'J2.1.3飽和蒸汽壓川122.1.4 苯與甲苯的液相密度 132.1.5 液體表面張力 132.1.6 液體黏度 132.1.7 液體氣化熱 132.2 精餾塔的物料衡算 132.2.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 132.2.2 原料液及塔頂

2、、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 142.2.3 物料衡算 14Xj "j r-_ _j'2.3塔板數(shù)的確定 142.3.1理論塔板數(shù)的求取 142.3.1.1 y x 圖及 t x y 14最小回流比及操作回流比 162.3.1.3 理論板數(shù)''162.3.2全塔效率 162.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 17241操作壓強(qiáng)" 17242操作溫度I 17243平均摩爾質(zhì)量17244平均密度 18氣相平均密度-18液相平均密度計(jì)算 182.4.5液體平均表面張力 19% r| I 2.4.6液體平均黏度n 202.5氣液負(fù)荷計(jì)算 213精餾塔的塔體

3、及塔板工藝尺寸計(jì)算 213.1泡罩?jǐn)?shù)計(jì)算 22.I i I 15<zp、ij/3.2塔徑的計(jì)算 22- . I.“ 113.3鼓泡面積 223.4溢流裝置的計(jì)算 233.4.1.堰長(zhǎng) lw 233.4.2堰上液層高度how 23'' I13.4.3堰高h(yuǎn)w及ho等 233.5降液管計(jì)算 243.6塔盤布置 244塔板的流體力學(xué)計(jì)算 244.1 液面落差 25X s | |4.2 動(dòng)液封hds 264.3 壓降 264.4 霧沫夾帶驗(yàn)算 294.5 排空時(shí)間 304.6塔板負(fù)荷性能曲線 304.6.1 霧沫夾帶線 304.6.2液泛線 31463液體負(fù)荷上、下限線 3233

4、465液相負(fù)荷下限線 335塔附件設(shè)計(jì) 355.1 接管 355.1.1 進(jìn)料管的管徑 355.1.2 回流管 35365.1.4 塔頂蒸汽出料管 36I 1 36工嚴(yán) J I I I I .I I I I I1 I ; 36.B、I /«5.2 筒體封頭 37 37 .1 375.3除沫器 375.4裙座 385.5吊柱 38魚卜 *x.J|5.6人孔 396塔總體高度的設(shè)計(jì) 396.1塔的頂部空間高度 396.2塔的底部空間高度 396.3塔立體高度 397附屬設(shè)備設(shè)計(jì) 407.1冷凝器的選擇 407.1.1 熱負(fù)荷Q的計(jì)算407.1.2 冷卻水用量qm2 407.1.3總傳熱系

5、數(shù)K 407.1.4 泡點(diǎn)回流時(shí)的平均溫差A(yù)tm 407.1.5 換熱面積A 407.2再沸器的選擇 40I 17.2.1 熱負(fù)荷 QB 40hi,1 I:.I j I 1<Z'、*Ij I； : / ；'/7.2.2 加熱蒸汽用量qm1 41.JI -p IJ 7.2.3平均溫差A(yù)m 417.2.4 換熱系數(shù)K 418風(fēng)載荷和風(fēng)彎矩 418.1 風(fēng)載荷 41C I 8.2 風(fēng)彎矩 429地震載荷的計(jì)算 449.1塔的自震周期 44E J 迢s - X |9.2地震載荷計(jì)算 44y r-10設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表 45心得體會(huì) 48參考文獻(xiàn) 49板式精餾塔設(shè)計(jì)摘要：本設(shè)計(jì)采用泡罩

6、精餾塔分離苯-甲苯溶液。通過(guò)對(duì)原料產(chǎn)品的要求和物性 參數(shù)的確定及對(duì)主要尺寸的計(jì)算，工藝設(shè)計(jì)和附屬設(shè)備結(jié)果選型設(shè)計(jì)， 完成對(duì)苯-甲苯精餾工藝流程和主體備設(shè)計(jì)。苯-甲苯溶液為理想物系， 禾I用作圖法求出最小回流比為0.9753，理論板數(shù)為14塊，計(jì)算出全塔 效率為52%實(shí)際板數(shù)為27塊，其中精餾段10塊，提餾段17塊，進(jìn)料 位置為第11塊。得到精餾塔的塔徑為2.6米，總高15.748米；精餾段 操作彈性為2.59，提餾段操作彈性為3.77，通過(guò)泡罩塔的流體力學(xué)驗(yàn) 算，證明各指標(biāo)數(shù)據(jù)均符合標(biāo)準(zhǔn)。強(qiáng)度校核表明，該精餾塔滿足強(qiáng)度、 剛度及穩(wěn)定性等要求。關(guān)鍵詞：苯-甲苯溶液，精餾，泡罩塔設(shè)計(jì)，最小回流比A

7、bstract:Ablister distillati on tower is desig ned to separate Benzene and Tolue ne.The desig n in cludes determ in atio n of the distillati on process, optimal reflux ratio through economic accounting, calculation of the distillation colu mn size and selecti on of auxiliary equipme nt. The Benzen e-

8、Tolue neI 1solution is aideal physical system. The minimum reflux ratio was 0.9753in mapp ing method. The theoretical plate nu mber was 14, the efficie ncy of the rectifyi ng secti on is52%, the actual plate nu mber was 27, of which thef«rectify ing sect ion 10 and the stripp ing sect ion 17, t

9、he feed ing locati on is the11th plate. The diameter of distillati on tower is 2.6 meters, the total height of tower is 15.748 meters; the operat ing flexibility of the rectifyi ng secti on is 2.59 and of the stripp ing secti on is3.77. Through calculati ng the fluid mecha nics of the float valve to

10、wer every target and data is up to sta ndard. Stre ngth check ing shows that the distillati on tower meets the stre ngth, stiff ness and stability requireme nt.Keywords: Benzene and Toluene distillation，float valve tower， minimum reflux ratio1引言塔設(shè)備是是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。它可使氣液 或液液兩相間進(jìn)行緊密接觸，達(dá)到相際傳質(zhì)及傳

11、熱的目的?？稍谒O(shè)備中完成常 見的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的冷卻與回收、 氣體的濕法凈制和干燥以及兼有氣液兩相傳質(zhì)和傳熱的增濕、減濕等。在化工、石油化工、煉油廠中，塔設(shè)備的性能對(duì)于整個(gè)裝置的產(chǎn)品質(zhì)量和環(huán)境保 護(hù)等各個(gè)方面都有重大影響。塔設(shè)備的設(shè)計(jì)和研究受到化工煉油等行業(yè)的極大重 視。根據(jù)板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)，我們選擇用泡罩板精餾塔，運(yùn)用化工設(shè)計(jì)的程序 和方法，通過(guò)查閱資料、使用手冊(cè)，選用數(shù)據(jù)和公式，合理確定工藝流程，正確 進(jìn)行工藝計(jì)算，并且用文字、數(shù)表、圖紙表達(dá)了設(shè)計(jì)成果。具體設(shè)計(jì)內(nèi)容如下：1.1二元混合精餾概述«在化工實(shí)際生產(chǎn)中，精餾是最常用的單元操作，是

12、分離均相液體混合物的最 有效方法之一。在化學(xué)工業(yè)中，總能耗的 40%用于分離過(guò)程，而其中的95%是 精餾過(guò)程消耗的，因此有必要開辟多種途徑來(lái)降低能耗，實(shí)現(xiàn)精餾節(jié)能。因此， 對(duì)二元混合物連續(xù)精餾的研究無(wú)論是對(duì)節(jié)省投資， 還是降低能耗，都具有非常重 要的意義。|雙組分混合液的分離是最簡(jiǎn)單的精餾操作。典型的精餾設(shè)備是連續(xù)精餾裝置，包 括精餾塔、再沸器、冷凝器等。精餾塔供汽液兩相接觸進(jìn)行相際傳質(zhì)，位于塔頂 的冷凝器使蒸汽得到部分冷凝，部分凝液作為回流液返回塔頂，其余餾出液是塔 頂產(chǎn)品。位于塔底的再沸器使液體部分汽化，蒸汽沿塔上升，余下的液體作為塔 底產(chǎn)品。進(jìn)料加在塔的中部，進(jìn)料中的液體和上塔段來(lái)的液體

13、一起沿塔下降，進(jìn)料中的蒸汽和下塔段來(lái)的蒸汽一起沿塔上升。在整個(gè)精餾塔中，汽液兩相逆流接 觸，進(jìn)行相際傳質(zhì)。液相中的易揮發(fā)組分進(jìn)入汽相，汽相中的難揮發(fā)組分轉(zhuǎn)入液 相。對(duì)不形成恒沸物的物系，只要設(shè)計(jì)和操作得當(dāng)，餾出液將是高純度的易揮發(fā) 組分，塔底產(chǎn)物將是高純度的難揮發(fā)組分。 進(jìn)料口以上的塔段，把上升蒸汽中易 揮發(fā)組分進(jìn)一步提濃，稱為精餾段； 進(jìn)料口以下的塔段，從下降液體中提取易揮 發(fā)組分，稱為提餾段。兩段操作的結(jié)合，使液體混合物中的兩個(gè)組分較完全地分 離，生產(chǎn)出所需純度的兩種產(chǎn)品。當(dāng)使n組分混合液較完全地分離而取得 n個(gè)高 純度單組分產(chǎn)品時(shí)，須有n-1個(gè)塔。近年來(lái)人們逐漸重視對(duì)于將化學(xué)反應(yīng)和精餾過(guò)

14、程結(jié)合起來(lái)的研究。這種伴有化學(xué)反應(yīng)的精餾過(guò)程稱為反應(yīng)精餾。按照反應(yīng)中是否使用催化劑可將反應(yīng)精餾分 為催化反應(yīng)精餾過(guò)程和無(wú)催化劑的反應(yīng)精餾過(guò)程。催化反應(yīng)精餾過(guò)程按所用催化 劑的相態(tài)又可分為均相催化反應(yīng)精餾和非均相催化精餾過(guò)程，非均相催化精餾過(guò)程即為通常所講的催化精餾。這種非均相催化精餾過(guò)程能避免均相反應(yīng)精餾中存 在的催化劑回收困難，以及隨之帶來(lái)的腐蝕、污染等一系列問(wèn)題。1.2泡罩塔簡(jiǎn)介板式精餾塔中溶液經(jīng)過(guò)一塊塔板即相當(dāng)于一次相平衡，塔板的數(shù)目越多則分 離效果越明顯，但同時(shí)塔板費(fèi)用也越高，故需要根據(jù)實(shí)際的費(fèi)用及操作要求來(lái)確 定塔板的數(shù)目。塔板是板式塔的主要構(gòu)件，分為錯(cuò)流式塔板和逆流式塔板兩類， 工

15、業(yè)中以錯(cuò)流式為主，常用的錯(cuò)流式塔板有：泡罩塔板，篩孔塔板，浮閥塔板。泡罩塔是典型的板式塔，長(zhǎng)期以來(lái)在蒸餾、吸收等單元操作所使用的塔設(shè)備 中曾占有主要地位，近幾十年來(lái)由于塔設(shè)備有很大進(jìn)展，出現(xiàn)了許多性能良好的 新塔型，才使泡罩塔的應(yīng)用范圍和在塔設(shè)備中所占的比重都有所減少。但泡罩塔 j XX' iji I并不因此失去重要性，因?yàn)槠渚哂幸韵聝?yōu)點(diǎn)：（1）塔板效率較高（2）操作彈性較大，在負(fù)荷變動(dòng)范圍較大時(shí)仍能保持較高的效率。（3）生產(chǎn)能力較大。（4）液氣比的范圍大。（5）不易堵塞，能適應(yīng)多種介質(zhì)。（6）操作穩(wěn)定可靠。泡罩塔的不足之處在于結(jié)構(gòu)復(fù)雜、 造價(jià)高、安裝維修麻煩以及氣相壓力降較 大。然而

16、泡罩塔經(jīng)過(guò)長(zhǎng)期的實(shí)踐，積累的經(jīng)驗(yàn)比其他任何塔型都豐富。 常用的泡 罩已經(jīng)標(biāo)準(zhǔn)化。1.3設(shè)計(jì)方案的確定設(shè)計(jì)方案選定是指確定整個(gè)精餾裝置的流程、主要設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和主要操 作條件。所選方案必須：能滿足工藝要求，達(dá)到指定的產(chǎn)量和質(zhì)量；操作平 穩(wěn)，易于調(diào)節(jié)；經(jīng)濟(jì)合理；生產(chǎn)安全。在實(shí)際的設(shè)計(jì)問(wèn)題中，上述四項(xiàng)都必 須兼顧考慮。課程設(shè)計(jì)方案選定所涉及的主要內(nèi)容有：操作壓力，進(jìn)料狀況，加 熱方式及其熱能的利用。本設(shè)計(jì)選用泡罩塔，采用泡點(diǎn)進(jìn)料，采用間接加熱塔釜加熱蒸汽壓力為0.2MPa（表壓）。1.4操作流程精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻 器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)

17、經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進(jìn)行精餾分 離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。苯-甲苯混合液原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到泡點(diǎn)溫度后送入精餾塔進(jìn)料板，在進(jìn)料 板上與自塔上部下降的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每層板上， 回流液體與上升蒸汽互相接觸，進(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過(guò)程。操作時(shí)，連續(xù)地從再沸器取出部分液體作為塔底產(chǎn)品，部分液體氣化，產(chǎn)生上升蒸汽，一起通過(guò)各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中被冷凝， 并將部分冷凝液送回塔頂作為回流液， 其余 部分經(jīng)冷凝器冷凝后送出作為塔頂產(chǎn)品，經(jīng)冷凝器冷卻后送入貯槽。塔釜采用再 沸器加熱。塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。1.5精餾塔的設(shè)計(jì)步驟本設(shè)計(jì)按以下幾個(gè)階段進(jìn)行：(1)

18、 設(shè)計(jì)方案確定和說(shuō)明。根據(jù)給定任務(wù)，對(duì)精餾裝置的流程、操作條件、 主要設(shè)備型式及其材質(zhì)的選取等進(jìn)行論述。(2) 蒸餾塔的工藝計(jì)算，確定塔高和塔徑。(3) 塔板設(shè)計(jì)：計(jì)算塔板各主要工藝尺寸，進(jìn)行流體力學(xué)校核計(jì)算。接管尺 寸、泵等，并畫出塔的操作性能圖。(4) 管路及附屬設(shè)備的計(jì)算與選型，如再沸器、冷凝器。(5) 精餾塔主體設(shè)備的機(jī)械設(shè)計(jì)。(6) 繪制精餾裝置工藝流程圖和精餾塔的設(shè)備圖。(7) 編寫設(shè)計(jì)說(shuō)明書。2塔的工藝參數(shù)計(jì)算2.1主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)2.1.1苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量M沸點(diǎn)C)臨界溫度t C(C)臨界壓強(qiáng)Pc(kPa)苯AGH78.1180.1288.56833.4甲苯BGI

19、4 CH92.13110.6318.574107.72.1.2常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t C液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.

20、4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02.1.3飽和蒸汽壓苯、甲苯的飽和蒸汽壓可用 Antoine方程求算，即 式中t 物系溫度，°C；八一飽和蒸汽壓，kPa；A 、B、C Antoine常數(shù)，其值見下表:組分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.582.1.4苯與甲苯的液相密度溫度(C)8090100110120苯,kg/ m3815803.9792.5780.3768.9

21、甲苯,kg/ m3810800.2790.3780.3770.02.1.5液體表面張力溫度(C)8090100110120苯，mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，Mn/m21.6920.5919.9418.4117.312.1.6液體黏度溫度C)8090100110120苯(mPa .s)0.3080.2790.2550.2330.215甲苯(mP0.3110.2860.2640.2540.228a.S )2.1.7液體氣化熱溫度0c8090100110120苯，kJ/kg394.1386.9379.3371.5363.2|i甲苯，kJ/kg379.9373.836

22、7.6361.2354.62.2精餾塔的物料衡算2.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量 Ma =78.11 kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量S眈13 kg/km012.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量2.2.3物料衡算原料處理量30000000084.5430024二 492. 86(kmol/h)總物料衡算D W二492. 86苯物料衡算 0. 542F = 0.949D + 0.012W聯(lián)立解得 D = 278.78(kmo l/h)式中f原料液流量D塔頂產(chǎn)品量W-塔底產(chǎn)品量2.3塔板數(shù)的確定2.3.1理論塔板數(shù)的求取苯一甲苯屬理想物系，可采 M.T .圖解法求理論塔

23、板數(shù)-根據(jù)苯、甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)作 yx圖及txy，參見圖1及圖2 圖1苯、甲苯的y x圖及圖解理論版圖2苯、甲苯的t-x-y圖2.3.1.2求最小回流比及操作回流比。因泡點(diǎn)進(jìn)料，在圖2中作進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為'=0.7475 ,=0.5412，此即最小回流比時(shí)操作線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)。依最小回流比計(jì)算二 0. 9753Xd - y 0.9487 - 0.7475 yq - xq 二 0.7475 - 0.5412取回流比 R = 1. 5Rmin = 1.5 X 0.9753 = 1.46 231.3求理論板數(shù)精餾段操作線如圖2所示，按常規(guī)M.T.作圖法解得：Nt

24、 = C14.5 - 1）層（不包括釜）。其中精餾段理論板數(shù)為5層，提餾段為8.5層（不包括釜）。',I11 II, II I I .2.3.2全塔效率匚-=I /«7 丿” 'ijI I根據(jù)塔頂、塔底液相組成查圖3,求得塔平均溫度為95.43 C，該溫度下進(jìn)料液 相黏度為：0. 270mPa sJm =0.5412i苯1 - 0. 5412 苯= 0.5412 0.2671 - 0. 54120.274 二 故 Et = 0. 17 - 0. 616lg 0. 270 二 52%I1fl X. !2.3.3實(shí)際塔板數(shù)N精餾段N精二5 0. 52 = 9.6 : 10

25、層I I ' I”j j提餾段 N精= 8.5 0. 52 = 16. 35、17層 2.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 2.4.1操作壓強(qiáng)5塔頂操作壓力 &= 101.3 kPa每層塔板壓降 P= 0.7 kPa進(jìn)料板壓力 Pf = 101.3+0.7 X 10= 108.3kPa塔底操作壓力 巳=101.3+27X 0.7=120.2kPa精餾段平均壓力 P m精=(101.3+108.3 ) /2 = 104.8 kPa提餾段平均壓力 P m提=(120.2+108.3)/2 =114.25 kPa2.4.2操作溫度5甲苯的飽和蒸I 1廠f二 116. 0C依據(jù)操

26、作壓力，由泡點(diǎn)方程通過(guò)試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、 氣壓由安托尼方程計(jì)算，計(jì)算過(guò)程略。計(jì)算結(jié)果如下：塔頂溫度t D = 81. 1C，進(jìn)料板溫度t F = 93. 1C塔底溫度t w I.§ j,'<i. i I81 1 + 93 1精餾段平均溫度t諦=_= 87. 1C116 0 + 93 1提餾段平均溫度t m是二 2 _ 104. 55 C仝，f I2.4.3平均摩爾質(zhì)量5塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 ” y.- i|由Xd二y1 = 0. 9487代入相平衡方程得X1二0. 877W 11I fV j進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由上面理論板的算法，得Yf二0.748, Xf

27、二0.5412MLFm = 0.5412 X 78.11 +(1 - 0.5412) X 92.13 = 84.55塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由由相平衡方程，得'MLWm = 0.029 X 78.11 +(1 - 0.029) X 92.13 = 91.72精餾段平均摩爾質(zhì)量提餾段平均摩爾質(zhì)量244平均密度m氣相平均密度、由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，精餾段的平均氣相密度即7丿/ J提餾段的平均氣相密度 液相平均密度計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算，即由：二81.1 r，查手冊(cè)得P 山° = S13,7/m3 p 圖=8095/m3塔頂液相的質(zhì)量分率10. 940. 06=+ ?LmD8

28、13. 7809. 5求得|?:-:.|'一八：進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由，查手冊(cè)得P UF= 800A/m3, p LBF = 796.9Q/m3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率!"'求得 i： :* 塔底液相平均密度的計(jì)算、i /«亠 、i.I |由-:ri' - -ic:-，查手冊(cè)得p LAW = 774.1 切/n?p LBW = 773.5Wrn3塔底液相的質(zhì)量分率!C" I W T八 J - |精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為、:11I ，Ln提=(773.5 + 798.5)/2= 786 kg/m3245液體平均表面張力&qu

29、ot;液相平均表面張力依下式計(jì)算，即nm =' Xi、- ii =1塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由'：；_ 'L1 '，查手冊(cè)得川二 21.13/m , a B = 21.55/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由，查手冊(cè)得打生二 19.71o B = 20.40m/v/m塔底液相平均表面張力的計(jì)算由八一，查手冊(cè)得a z = 16.94/m a B= 17.73/mcm底=0.0118 X 16.94 + 0.0882 X 17.73 = 17.72 mN/m精餾段液相平均表面張力為二誦 =(21.15 + 20.03)/2= 20.59 mN/m 'll

30、11；' I!提餾段液相平均表面張力為二 提二(17.72 + 20.03)/2= 18.875 mN/m2.4.6液體平均黏度m液相平均黏度依下式計(jì)算，即n% = W Xi 片i 、7塔頂液相平均黏度的計(jì)算由tD = 81A C：,查手冊(cè)得訃百二 Or305mPa s ix b = 0.308mPa s- <y.'A J |進(jìn)料板液相平均黏度的計(jì)算由'u ;，查手冊(cè)得H 4 = 0.272mPa s 卩 r = O.279mPa - s塔底液相平均黏度的計(jì)算由，查手冊(cè)得卩山二 0.222mPa s p r = 0.238mPa s精餾段液相平均黏度為提餾段液相平

31、均黏度為2.5氣液負(fù)荷計(jì)算精餾段：提餾段：3精餾塔的塔體及塔板工藝尺寸計(jì)算選取泡罩塔尺寸Di § "00 3mm齒縫高度h=30mm齒縫寬度b=5mm齒縫數(shù)n=32升氣管直徑D2 =68mm齒縫總面積*i1 I| I '泡罩底面積Ac = 78.5cm2f .-、心;<升氣管凈面積 R = 25.85cm23.1泡罩?jǐn)?shù)計(jì)算對(duì)精餾段：對(duì)提餾段：為了排列方便，我們選取泡罩?jǐn)?shù)為 245個(gè) 3.2塔徑的計(jì)算塔板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操 作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)。對(duì)精餾段：取泡罩中心距t二1.25D二125mmV 11I

32、 I鼓泡面積 ab = 0. 886t2 = 12520. 886 = 13531.25口吊根據(jù)t/D1查圖可得A =1.715AcAa 鼓泡總面積AC各泡罩的底面積之和塔徑 D,0650. 785 一 0. 653.2981 c: 2. 54m0.785所以取2.6m符合要求對(duì)提餾段：塔徑D也為2.6m3.3鼓泡面積塔板總鼓泡面積：A二 m 10-6 二 245 13531.2510-6二 3. 3151m23.4溢流裝置的計(jì)算3.4.1.堰長(zhǎng) lw本塔采用單溢流，常用弓形降液管的溢流堰長(zhǎng)取值范圍為lw 二 0.6 0.8 D取I w =0. 66D = 0. 662. 6 二 1. 716

33、m3.4.2堰上液層高度how本設(shè)計(jì)采用平直堰設(shè)出口堰，不設(shè)進(jìn)口堰，堰上液層高度how按下式計(jì)算精餾段：how = 0. 00284E/、2/ 341 4 != 0.02371mJ.716 i0.02371 = 0.03629mhh-泡罩下緣距塔板間距0.01m3.4.3堰咼hw及h0等初選動(dòng)液封，： 小小1 靜液封 hss = hds - how = °.。6堰高 hw =小-+ hr + h + hss =0.01 + 0.005 + 0.03 + 0.03629 = 0.08129mhr泡罩帽緣高度0.005m取 0.081m考慮降液管底部液封為12m m,則管底通道寬度2/3

34、土口怖匚幾 C CCCC* '360° X 0. 028 'c CCC提餾段：h°w = 0. 00284 乂 = 0. 04292m1. 716IJ堰高：初選動(dòng)液封匸-二"；靜液封 hss = hds - how = 0.06 - 0.04292 = 0.01708m堰咼hw = hT + hr + h + hss = 0.01 + 0.005 + 0.03 + 0.01708 = 0.06208m8泡罩下緣距塔板間距 0.01mhr 泡罩帽緣高度0.005m取 0.062mI I IX I III I | / :考慮降液管底部液封為12m m,

35、則管底通道寬度 ； LA' W3.5降液管計(jì)算對(duì)于弓形降液管，堰長(zhǎng)一經(jīng)確定之后，降液管寬和面積可按下圖計(jì)算.O.S040.30.2O.t aos 0 06005 0 040 030 020.0104030.60.70.8 0.9 L02DJ0*66，AT5. 3093m2圖3查圖可得：Wd0. 124, Wd = 0. 124D = 0. 3224mDf = 0. 0722, A. = 0. 072245. 3093 二 0. 3833m2A驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時(shí)間，應(yīng)用公式AH精餾段:0. 38330. 450. 0115=14. 9987S提餾段：£0. 038330. 45

36、0. 028二 6. 16s停留時(shí)間5s，故降液管可用。3.6塔盤布置塔盤面積分為鼓泡面積、降液面積、穩(wěn)定區(qū)和無(wú)效區(qū)。由上面數(shù)據(jù)得:鼓泡區(qū)：Aa3. 298462. 13%A5. 30932A0. 38332c,降液區(qū)：14. 44%At5. 3093無(wú)效區(qū)：1-62.13%-14.44%=23.43%4塔板的流體力學(xué)計(jì)算4.1液面落差對(duì)精餾段：r二二先按塔徑計(jì)算液流強(qiáng)度，根據(jù)hw及hT由下圖求出未校正的每排泡罩的液面落差:查表得丁二 0. 042473G.>n I * r in1/! . I)計(jì)算氣動(dòng)因子Fp：從上圖求出校正系數(shù)C、.，在算出校正后的每排泡罩的液面落差A(yù)a有關(guān)計(jì)算式如下

37、:0查上表得C = 1.333對(duì)提餾段：述 Y春JI查表得"=1.6V 11 I I計(jì)算氣動(dòng)因子Fp：從上圖求出校正系數(shù)在算出校正后的每排泡罩的液面落差A(yù) 有關(guān)計(jì)算式如下：0查上表得C -1.064.2動(dòng)液封hds對(duì)精餾段：初選動(dòng)液封hds二0. 06 m則靜液封 hss - hds - how = 0. 06 一 0. 02371 = 0. 03629m 對(duì)提餾段：初選動(dòng)液封hds = 0. 06 m則靜液封 hss 二 hds - how = 0. 06 一 0. 04292 二 0. 01708m4.3壓降對(duì)精餾段：屏保壓降hc由已知得，取Kc=0.25液層阻力hi式中：Wb

38、按液流面積Ab計(jì)算的氣速圖5查圖得1二0. 57全塔總壓降 p = 100. 1268 二 1.268m對(duì)提餾段：由已知得，取Kc=0.25液層阻力h1式中：Wb 按液流面積Ab計(jì)算的氣速查圖得1二0. 65全塔總壓降 p = 170. 1437 = 2. 4089m4.4霧沫夾帶驗(yàn)算檢驗(yàn)液泛：對(duì)精餾段：所以不發(fā)生液泛。對(duì)提餾段：同理可得2巴-hw = 0. 4481 : Ht所以不發(fā)生液泛。檢查霧沫夾帶：對(duì)精餾段：h.f = 0+0432F嚴(yán) + l-89/iw - 0.0406 = 0.2866m5.4453089 - 2 x 0-3833S = Hr0.45 - 0.2866 = 0.1

39、643m =1.1976/sWG=72893Ar-Af5.7 x 10 6/3.2T .= 0.07970 < 0.1Hr-hf)所以不發(fā)生霧沫夾帶對(duì)提餾段： 同理求得 所以不發(fā)生霧沫夾帶。4.5排空時(shí)間對(duì)精餾段：2 2采用排空孔徑do =10mm，取AW =2.5cm /m2m° /5 1/4 二D 七.6個(gè) 孔數(shù)1/4旬0取4個(gè)對(duì)提餾段：2 2采用排空孔徑d0二10mm,取AW =2.5cm /mm°孔數(shù)取4個(gè)25 1/4方七.6個(gè) 1/4 二 d0i r-4.6塔板負(fù)荷性能曲線461霧沫夾帶線： 精餾段近似取 E 賂 1.0, hv = 0. 08129m lw

40、 = 1. 716mhf=2. 5 0. 08129 + 2. 84 x 10°、2/ 3、3600LS1.716 =0. 20251. 1535LS/3已知 b = 20. 59 沃 10°N / m Ht = 0. 45m所以0.15.710-620. 59_10”“.20.203040 45 0. 2025 1.635LS ,整理得Vs 二 7. 6803 一 36. 1058L|/3提餾段 與精餾段同理可得整理得 Vs = 1. 6125 _ 6. 2686LS/3 4.6.2液泛線：令Unf = un求出關(guān)系式精餾段將 Ht 二 0. 45, hw 二 0. 08

41、129 m，帶入得：提餾段Ht 二 0. 45, hw 二 0. 06208m，帶入得：4.6.3液體負(fù)荷上、下限線精餾段齒縫度計(jì)算：齒縫全開時(shí)氣量Vm二5.8197m3 / sV 5 8197負(fù)荷上限5.8197 二 1.0698V 5.44負(fù)荷上限為106.98%負(fù)荷下限：Vmin3.6806負(fù)荷下限0. 6766V 5. 44、1 11I I負(fù)荷下限為67.66%提餾段齒縫度計(jì)算：齒縫全開時(shí)氣量Vm = 5. 2695m3 / sV 5 2695負(fù)荷上限=圧695二1.0056V 5.24負(fù)荷上限為100.56%負(fù)荷下限：V3 3327負(fù)荷下限二方"636° 負(fù)荷下限

42、為63.60%上限線：精餾段提餾段4.6.4漏液線（氣象脈動(dòng)線）：由隘=1.69mF4 jD陽(yáng)；尺3丿*內(nèi)精餾段將m = 245, F4 = 4. 8匯10-3等等參數(shù) 代入得：提餾段將各種參數(shù)代入得：4.6.5液相負(fù)荷下限線精餾段提餾段由以上（1）（5）做出塔板負(fù)荷性能圖，按固定的液氣比，由圖可查出塔板的氣相負(fù)荷上限和下限：圖6精餾段塔板負(fù)荷性能圖 圖7提餾段塔板負(fù)荷性能圖I1精餾段：Vs,max = 1.5256mf/s,匕irl = 0. 5888m3 / s提餾段：Vs,max = 2. 01m3/s, Vs,min = 0.5333m' / s所以精餾段操作彈性廣_1. 52

43、560. 5888=2. 59，提餾段操作彈性2. 010. 5333-3. 775塔附件設(shè)計(jì)塔的外殼多用鋼板焊接，如外殼米用鑄鐵鑄造，則往往以每層塔板為一節(jié)， 然后用法蘭連接。板式塔除內(nèi)部裝有塔板、降液管及各種物料的進(jìn)出口之外， 還有很多附屬裝 置，如除沫器、人（手）孔、基座，有時(shí)外部還有扶梯或平臺(tái)。此外，在塔體上 有時(shí)還焊有保溫材料的支承圈。為了檢修方便，有時(shí)在塔頂裝有可轉(zhuǎn)動(dòng)的吊柱。 一般說(shuō)來(lái)，各層塔板的結(jié)構(gòu)是相同的， 只有最高一層，最低一層和進(jìn)料層的結(jié)構(gòu)有所不同。最高一層塔板與塔頂?shù)木嚯x常大于一般塔板間距，以便能良好的除沫。最低一層塔板到塔底的距離較大，以便有較大的塔底空間貯液，保證液體

44、能有 1015min的停留時(shí)間，使塔底液體不致流空。塔底大多是直接通入由塔外再沸 器來(lái)的蒸汽，塔底與再沸器間有管路連接，有時(shí)則再塔底釜中設(shè)置列管或蛇管換 熱器，將釜中液體加熱汽化。若是直接蒸汽加熱，則在釜的下部裝一鼓泡管，直 接接入加熱蒸汽。另外，進(jìn)料板的板間距也比一般間距大。5.1接管 5.1.1進(jìn)料管的管徑計(jì)算m I1 I_進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)種類很多，有直管進(jìn)料管，彎管進(jìn)料管，T型進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管，管徑計(jì)算如下：I I 選取 u 二 2.00m/sI I進(jìn)料管料液體積流量F FMf_ = 4928空_8455 = 1.45仿口33600 PF3600 漢 798. 5丿川'j

45、I |5.1.2回流管冷凝器安裝在塔頂，一般流速為0.200.50m/s,故取Ud =0.35m/s則dD41873°.°115. 0. 2046m5.1.3二 Ud3. 140. 35塔釜出料管釜液流出速度一般范圍為0.501.00m/s，故取 uW =0.80m/s塔底平均摩爾質(zhì)量為Mw二 91. 96kg/kmol塔釜排液管的體積流量:故dw =：4W二uw,Q9. 20710-3=0. 121m3. 140. 805.1.4塔頂蒸汽出料管Uv =16.00m/s由于是常壓精餾，允許氣速為 12.0020.00m/s,故取則dV45.44'二 16. 00二

46、0. 658m5.1.5塔釜進(jìn)氣管45.44.3.1423本塔采用直管進(jìn)氣，取出口氣速為 u=23m/s =0. 5386m 5.1.6法蘭由于常壓操作，所以法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑, 選用法蘭。 蒸氣出口管法蘭：HG 20593法蘭PL400-1.6RF Q235-A(2) 回流管法蘭：HG 20593 法蘭 PL80-1.6RF Q235-A(3) 進(jìn)料管法蘭：HG 20593 法蘭 PL65-1.6RFQ235-A釜液排出管法蘭：HG 20593法蘭PL40-1.6RF Q235-A(6)塔釜蒸氣進(jìn)氣法蘭：HG 20593法蘭PL300-1.6RF Q235-A5

47、.2筒體和封頭., . ' | ' ；.、i /5.2.1筒體筒體厚度式中：汀為Q235 A在100C下的許用應(yīng)力，查表 得汀為113MPa;塔體焊縫為雙面對(duì)接焊，局部無(wú)損探傷，查表得 =0.85 ;TI1C I G 鋼板厚度負(fù)偏差，估計(jì)筒體厚度在 825mn范圍內(nèi)，查表得C 0.8mm ;C2 腐蝕裕量，根據(jù)已知工藝條件，C2=4mm；2D按鋼度要求，筒體所需最小厚度：“in- 5. 2mm1000故按鋼度條件，筒體厚度僅需6mm考慮到此塔較高，風(fēng)載荷較大，而塔的內(nèi)徑不太大，故適當(dāng)增加厚度，現(xiàn)假設(shè)塔體厚度=27mm,貝M假設(shè)的塔體有效厚度飛二、n - c = 27 - 4.8

48、= 22. 2mm5.2.2封頭故取封頭厚度;d二27mm5.3除沫器空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴(yán)重，以及工藝過(guò)程中不許出塔氣速夾帶霧滴 的情況下，設(shè)置除沫器，以液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設(shè)備的正常 操作。常用除沫器有折流板式除沫器、絲網(wǎng)除沫器以及程流除沫器。 本設(shè)計(jì)采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、重量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點(diǎn)。設(shè)計(jì)氣速選?。簎=K. “一=V,系數(shù)K 0,1071805. 95 - 2. 81則 u = 0. 1071.809m/s 2.81" 除沫器直徑 D =餞=J 4 * 5. 44= 1. 957m' I -;-V nu 3. 14x1

49、.809故取不銹鋼除沫器選取不銹鋼除沫器。類型：標(biāo)準(zhǔn)型；規(guī)格： 60；材料：不銹鋼 絲(1Gr18Ni9Ti);絲網(wǎng)尺寸：圓絲。 1.1 .11 / /5.4裙座塔底采用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它 是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內(nèi)徑 300mm故裙座壁厚取12mm基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：Dbi = (2600 2 16) - 0.4 103 二 2232mm基礎(chǔ)環(huán)外徑：耳。二(2600 2 16)0. 4 103 = 3032mmc I 、圓整：Dbi = 2200, Dbo = 3000，基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取 18mm考慮到再沸器，

50、裙座高度取1.5m。地角螺栓直徑取M305.5吊柱對(duì)于較高的室外無(wú)框架的整體塔，在塔頂設(shè)置吊柱，對(duì)于補(bǔ)充和更換填料、 安裝和拆卸內(nèi)件，既經(jīng)濟(jì)又方便的一項(xiàng)實(shí)施，一般取15 m以上的塔物設(shè)吊柱，本設(shè)計(jì)中塔高度較大，因此設(shè)吊柱。本設(shè)計(jì)塔徑D=2600mm可選用吊柱500kg。 S=800 mm L=3150 mm H=900 mm 材料為 A3o5.6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)變于進(jìn)入任何一層 塔板，由于設(shè)置人空處塔間距離大，且人孔設(shè)備過(guò)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68塊板才設(shè)一個(gè)人孔，本設(shè)計(jì)每降7層板設(shè)置一個(gè)人孔,本塔中共27塊板，塔上人孔數(shù):27在設(shè)

51、置人孔處，板間距為 700mm人孔直徑為450mm裙座上開2個(gè)人孔，直徑為450mm6塔總體高度的設(shè)計(jì)6.1塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到u, I r 1 |_第一塊板的距離為600mm塔頂部空間高度為1200mm6.2塔的底部空間高度塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時(shí)間取10mi n，6.3塔立體高度 I，I.' '/ ；'/塔的總高度：H廿(N2S)Ht SHt Hf HwJ 7 丿/ J' I7附屬設(shè)備設(shè)計(jì)7.1冷凝器的選擇7.1.1、熱負(fù)荷QC的計(jì)算塔頂溫度tD =8

52、1.C，該溫度下苯的汽化潛熱為393.27kJ/kg,甲苯的汽化潛熱為379.21kJ/kg,平均汽化潛熱為：7.1.2、冷卻水用量qm2取冷卻水的進(jìn)口溫度為20C,出口溫度為45C，水的比熱容為4.18kJ/(kg C),則V 11I i7.1.3總傳熱系數(shù)K杳表取 K=800W/( m2 C)7.1.4泡點(diǎn)回流時(shí)的平均溫差A(yù)tm7.1.5換熱面積A7.2再沸器的選擇7.2.1熱負(fù)荷QB塔底溫度tw二116.0C722加熱蒸汽用量qm1=2152kJ/kg選用0.25MPa(表壓)的飽和蒸汽加熱，溫度為T=138.8C, r 考慮 10%的熱損失，qmi = 1.10. 844 = 0. 928kg / s7.2.3平均溫差A(yù)tm7.2.4換熱系數(shù)K查手冊(cè)，取 K =900W/(m2 C)換熱面積A'考慮 10% 的熱損失，A = 1. 1 X 88. 54 = 97. 39m2.,.