化工原理課程設(shè)計(jì)(浮閥塔)

1、天津大學(xué)仁愛(ài)學(xué)院化工系化工原理課程設(shè)計(jì)板式連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)一、設(shè)計(jì)題目：分離苯甲苯系統(tǒng)的板式精餾塔設(shè)計(jì) 試設(shè)計(jì)一座分離苯甲苯系統(tǒng)的板式連續(xù)精餾塔，要求原料液的年處理量為 50000 噸，原料液中苯的含量為 35 %，分離后苯的純度達(dá)到 98 %，塔底餾出液中苯含量不得高于1%（以上均為質(zhì)量百分?jǐn)?shù)）二、操作條件1. 塔頂壓強(qiáng)： 4 kPa （表壓）；2. 進(jìn)料熱狀態(tài)： 飽和液體進(jìn)料3. 回流比： 加熱蒸氣壓強(qiáng)： 101.3 kPa（表壓）；單板壓降： 0. 7 kPa3、 塔板類(lèi)型 ： 浮閥塔板四、生產(chǎn)工作日 每年300天，每天24小時(shí)運(yùn)行。五、廠址廠址擬定于天津地區(qū)。六、設(shè)計(jì)內(nèi)容 1. 設(shè)

2、計(jì)方案的確定及流程說(shuō)明2. 塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算3. 精餾塔的物料衡算4. 塔板數(shù)的確定5. 塔體工藝尺寸的計(jì)算6. 塔板主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算7. 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算8. 繪制塔板負(fù)荷性能圖9. 塔頂冷凝器的初算與選型10. 設(shè)備主要連接管直徑的確定11. 全塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表12. 繪制生產(chǎn)工藝流程圖及主體設(shè)備簡(jiǎn)圖13. 對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述及相關(guān)問(wèn)題的分析討論目 錄一、緒 論1二、設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說(shuō)明22.1設(shè)計(jì)流程22.2設(shè)計(jì)要求32.3設(shè)計(jì)思路32.4設(shè)計(jì)方案的確定4三、全塔物料衡算53.2物料衡算5四、塔板數(shù)的確定64.1理論板數(shù)的求取64.2全塔效率實(shí)際板層數(shù)的

3、求取7五、精餾與提餾段物性數(shù)據(jù)及氣液負(fù)荷的計(jì)算95.1進(jìn)料板與塔頂、塔底平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算95.2氣相平均密度和氣相負(fù)荷計(jì)算105.3液相平均密度和液相負(fù)荷計(jì)算105.4液相液體表面張力的計(jì)算115.5塔內(nèi)各段操作條件和物性數(shù)據(jù)表11六、塔徑及塔板結(jié)構(gòu)工藝尺寸的計(jì)算146.1塔徑的計(jì)算146.2塔板主要工藝尺寸計(jì)算156.3塔板布置及浮閥數(shù)目與排列17七、 塔板流體力學(xué)的驗(yàn)算及負(fù)荷性能圖197.1塔板流體力學(xué)的驗(yàn)算197.2塔板負(fù)荷性能圖22八、塔的有效高度與全塔實(shí)際高度的計(jì)算27九、浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算總表28十、輔助設(shè)備的計(jì)算與選型3010.1塔頂冷凝器的試算與初選3010.2塔主要連接管直

4、徑的確定31十一、對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述及相關(guān)問(wèn)題的分析討論3313.1設(shè)計(jì)基礎(chǔ)數(shù)據(jù)3613.2附圖38一、緒 論 化工原理課程設(shè)計(jì)是綜合運(yùn)用化工原理課程和有關(guān)先修課程（物理化學(xué)，化工制圖等）所學(xué)知識(shí)，完成一個(gè)單元設(shè)備設(shè)計(jì)為主的一次性實(shí)踐教學(xué)，是理論聯(lián)系實(shí)際的橋梁，在整個(gè)教學(xué)中起著培養(yǎng)學(xué)生能力的重要作用。通過(guò)課程設(shè)計(jì)，要求更加熟悉工程設(shè)計(jì)的基本內(nèi)容，掌握化工單元操作設(shè)計(jì)的主要程序及方法，鍛煉和提高學(xué)生綜合運(yùn)用理論知識(shí)和技能的能力，問(wèn)題分析能力，思考問(wèn)題能力，計(jì)算能力等。 精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過(guò)程在能量劑驅(qū)動(dòng)下

5、（有時(shí)加質(zhì)量劑），使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(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進(jìn)行分離。本設(shè)計(jì)的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)，即需設(shè)計(jì)一個(gè)精餾塔用來(lái)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(jì)一板式塔將其分離。二、設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說(shuō)明2.1設(shè)計(jì)流程 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯、甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送

6、入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲(chǔ)罐。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1.7倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。3 圖2-1 精餾工藝流程圖 圖2-2 單塔工藝流程簡(jiǎn)圖2.2設(shè)計(jì)要求 總的要求是在符合生產(chǎn)工藝條件下，盡可能多的使用新技術(shù)，節(jié)約能源和成本，少量的污染。精餾塔對(duì)塔設(shè)備的要求大致如下：生產(chǎn)能力大，即單位塔截面大的氣液相流率，不會(huì)產(chǎn)生液泛等不正常流動(dòng)。 效率高，氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。  流體阻力小，流體通過(guò)塔設(shè)備時(shí)阻力降

7、小，可以節(jié)省動(dòng)力費(fèi)用，在減壓操作是時(shí)，易于達(dá)到所要求的真空度。  有一定的操作彈性，當(dāng)氣液相流率有一定波動(dòng)時(shí)，兩相均能維持正常的流動(dòng)，而且不會(huì)使效率發(fā)生較大的變化。  結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，安裝檢修方便。  能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等本次實(shí)驗(yàn)我們根據(jù)所給條件設(shè)計(jì)出塔的各項(xiàng)參數(shù)及其附屬設(shè)備的參數(shù)。2.3設(shè)計(jì)思路 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，簡(jiǎn)單蒸餾和平衡蒸餾只能達(dá)到組分的部分增濃，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。實(shí)際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)

8、備。蒸餾過(guò)程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是浮閥式連續(xù)精餾塔。蒸餾是物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝所實(shí)現(xiàn)分離的。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過(guò)程中，熱能利用率很低，有時(shí)后可以考慮將余熱再利用，在此就不敘述。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。 塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器連種不同的設(shè)置。在這里準(zhǔn)備用全凝器，因?yàn)榭梢詼?zhǔn)確的控制回流比。此次設(shè)計(jì)是在常壓下操作。 因?yàn)檫@次設(shè)計(jì)采用間接加熱，所以需要再沸器?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設(shè)備和操作費(fèi)用之和最低。在設(shè)計(jì)時(shí)要根據(jù)實(shí)際需要選

9、定回流比。本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾操作方式、常壓操作、泡點(diǎn)進(jìn)料、間接蒸汽加熱、選R=1.7Rmin、塔頂選用全凝器、選用浮閥塔。2.4設(shè)計(jì)方案的確定 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。由于對(duì)物料沒(méi)有特殊的要求，可以在常壓下操作。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。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1.5-1.7倍。塔底設(shè)置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。三、全塔物料衡算3.1 原料液及塔頂、塔

10、底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 苯的摩爾質(zhì)量： 甲苯的摩爾質(zhì)量： =0.388 =0.983 =0.0117 =0.350×78.11+0.650×92.13=86.68(kg/kmol) =0.983×78.11+0.017×92.13=78.35(kg/kmol) =0.0117×78.11+0.9883×92.13=91.965(kg/kmol) 3.2物料衡算 原料處理量：F=50000×1000/(300×24×86.68)=80.11kmol/h 總物料衡算：80.11=D+W 苯物料衡算：80.11&

11、#215;0.035=0.983D+0.0117W 聯(lián)合解得 ：D =31.06kmol/h W=49.04kmol/h 最少回流比：由q=1和平衡線交點(diǎn)畫(huà)圖的出。（附圖1）四、塔板數(shù)的確定 4.1理論板數(shù)的求取 苯-甲苯屬理想體系，可采用圖解法球理論板層數(shù)。 由手冊(cè)查得苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出t-x-y圖與x-y圖。 作圖法求最小回流比及操作回流比。如圖1-1。由，從圖中讀得 所以最小回流比為 =1.68 取操作回流比為 精餾塔打氣、液相負(fù)荷 L=RD=2.862×31.06=88.89kmol/h V=(R+1)D=(2.862+1)31.06=119.95kmol/h

12、L'=L+F=88.91+80.11= 169.02kmol/l V'=V=119.95 kmol/h 操作線方程: 精餾段操作線方程: 提餾段操作線方程: 圖解法求理論層數(shù) 總理論板層數(shù)：(包括再沸器) 進(jìn)料板位置： 4.2全塔效率實(shí)際板層數(shù)的求取 全塔效率 根據(jù)塔頂，塔底液相組成，查t-x-y圖知塔頂溫度81，塔底溫度109.9，求得塔平均溫度為： 由精餾段與提餾段的平均溫度，依據(jù)安托尼方程，求出再求出相對(duì)揮發(fā)度。其中 苯： A=6.023,B=1206.35,C=220.24 甲苯：A=6.078,B=1343.94,C=219.58 當(dāng)溫度為81 Kpa ，Kpa 同理

13、當(dāng)溫度為109.9時(shí)， ， 又因?yàn)槠骄鶞囟葹?5.45，查表知液體黏度為 mPa·s mPa·s = =0.27086mPa·s 全塔效率 精餾段實(shí)際板層數(shù) 提餾段實(shí)際板層數(shù) 進(jìn)料板為 總實(shí)際板數(shù) =13+13=26塊 五、精餾與提餾段物性數(shù)據(jù)及氣液負(fù)荷的計(jì)算5.1進(jìn)料板與塔頂、塔底平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 塔頂：，由平衡圖知： 進(jìn)料板：， 塔底： ，查得 所以，精餾段平均摩爾質(zhì)量 提餾段平均摩爾質(zhì)量 5.2氣相平均密度和氣相負(fù)荷計(jì)算 精餾段 提餾段 精餾段氣相負(fù)荷： 提餾段氣相負(fù)荷： 5.3液相平均密度和液相負(fù)荷計(jì)算 液相密度依下式計(jì)算，即 塔頂:, 查得： ， 進(jìn)料

14、板:，查得：， 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 進(jìn)料板液相平均密度：由， 查得 ， 塔釜液相質(zhì)量分?jǐn)?shù)為： 精餾段液相平均密度為： 提餾段液相平均密度為： 5.4液相液體表面張力的計(jì)算 塔頂： 查表知：, 進(jìn)料板： 查表知: , 塔底： 查表知：， 精餾段液相平均表面張力為： 提餾段液相平均表面張力為： 5.5塔內(nèi)各段操作條件和物性數(shù)據(jù)表 （1）操作壓力 塔頂壓強(qiáng)： =101.3+4=105.3Kpa 每層塔板壓降： 進(jìn)料板壓力： =105.3+0.7×13=114.4Kpa 精餾段平均壓力：=(105.3+114.4)/2=109.85Kpa 塔底壓強(qiáng)： =PD+NP=105.3+0.7&#

15、215;26=123.5Kpa提餾段平均壓力：=（114.4+123.5）/2=118.95Kpa（2） 操作溫度 由附錄查知，安托因方程中苯-甲苯參數(shù)如下: 苯： A=6.023, B=1206.35, C=220.24 甲苯： A=6.078， B=1343.94， C=219.58 所以：由安托尼方程進(jìn)行試差計(jì)算，得 塔頂溫度 =81.7 進(jìn)料板溫度 =99.6 塔底溫度 =116.5 精餾段平均溫度 =(81.7+99.6)/2=90.65提餾段平均溫度 =(99.6+116.5)/2=108.05（3） 平均粘度 液相平均粘度計(jì)算公式： 塔頂： 查表知： , 由 所以： 進(jìn)料板： 查

16、表知: , = 塔底： =116.5查表知: , = 精餾段液相平均黏度為： 精餾段液相平均粘度為： 6、 塔徑及塔板結(jié)構(gòu)工藝尺寸的計(jì)算6.1塔徑的計(jì)算 精餾段氣、液相體積流量： 提餾段氣、液相體積流量： 最大空塔氣速計(jì)算公式： 取板間距 ，板上液層高度，則 -=0.45-0.07=0.38m 精餾段： 提餾段 ： 查表知： =0.079， =0.075 所以 精餾段： 提餾段： 取安全系數(shù)0.6，則空塔氣速為： 精餾段： 提餾段： 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為： D=1.4m 塔截面積為 ： 實(shí)際空塔氣速 精餾段： 提餾段： 6.2塔板主要工藝尺寸計(jì)算 因塔徑D=1.4m，可造用單溢流弓形降液管，采用

17、凹形受液盤(pán)。各項(xiàng)計(jì)算如下：（1）堰長(zhǎng): 取=0.6D=0.84m（2）溢流堰高度由 選用平直堰，堰上液層高度近似取E=1,則 （3）弓形降液管寬度和截面積: 由 ，查圖知 故 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間: 精餾段： 提餾段 ： 故降液管設(shè)計(jì)合理。（4）降液管底隙高度: 精餾段?。海瑒t 提餾段?。海瑒t 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤(pán)，深度。6.3塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 取閥孔動(dòng)能系數(shù)=10，由公式，求孔速 由式N=求每層板上的浮閥數(shù) 即=132（塊）; =135（塊） 取邊緣區(qū)寬度=0.06m 破沫區(qū)寬度=0.092m 按式計(jì)算鼓泡區(qū)面積 即R= 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同

18、一橫排的孔心距t=75mm=0.075m,則可按下式估算排間距，即 精餾段 提餾段 考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用100mm，而應(yīng)小于此值，故取t=80mm=0.080m按t=75mm，t=80mm以等腰三角形叉排方式作圖，得閥數(shù)N=140個(gè)圖6-1 塔板閥門(mén)布置圖 按N=140個(gè)重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù) 閥孔動(dòng)能因故變化不大，仍在9到12范圍內(nèi)。 塔板開(kāi)孔率= 開(kāi)孔率= 常壓塔開(kāi)孔率在10%-14%之間，所以滿足要求。7、 塔板流體力學(xué)的驗(yàn)算及負(fù)荷性能圖7.1塔板流體力學(xué)的驗(yàn)算 塔板液體力學(xué)驗(yàn)算得目的是為了檢驗(yàn)以上初

19、算塔徑及塔各相工藝尺寸得計(jì)算是否合理，塔板能否正常操作，驗(yàn)算項(xiàng)目如下：1）氣相通過(guò)浮閥塔的壓強(qiáng)降 每層塔板靜壓頭降可按式 計(jì)算壓力降式中： 與相當(dāng)?shù)靡褐叨龋?與相當(dāng)?shù)靡褐叨龋?與相當(dāng)?shù)靡褐叨龋?與相當(dāng)?shù)靡褐叨龋?）計(jì)算干板靜壓頭降 由于浮閥全部開(kāi)啟前后，其干板阻力的計(jì)算規(guī)律不同，故在計(jì)算干板壓降前，首先需確定 臨界孔速。臨界孔速 是板上所有浮閥全部開(kāi)啟時(shí)，氣體通過(guò)閥孔得速度，以表示 因， ，（2）板上充氣液層阻力 本設(shè)計(jì)分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳?xì)浠衔铮扇〕錃庀禂?shù) 由公式 （3）克服表面張力所造成的阻力 因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，其很小，可忽略不計(jì)。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓

20、降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋?單板壓降 : 2）淹塔 為使液體能由上層塔板穩(wěn)定地流入下層塔板，降液管內(nèi)必須維持一定高度的液柱。降液管內(nèi)的清液及高度用來(lái)克服相鄰兩層塔板間的壓強(qiáng)降、板上液層阻力和液體流過(guò)降液管的阻力。因次，降液管中清夜層高度可用下式表示： 式 且（1） 與氣體通過(guò)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?（2） 液體通過(guò)降液柱的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰，按計(jì)算 （3） 板上液層高度，取 因此 為了防止液泛，應(yīng)保證降液管中當(dāng)量清液層高度不超過(guò)上層塔板的出口堰。按式：，是考慮到降液管內(nèi)充氣及操作安全兩種因素的校正系數(shù). 對(duì)一般物系，可取為0.30.4；對(duì)不易發(fā)泡物系，可取0.60.7.取校正系數(shù)，又已選定板間

21、距, 可見(jiàn)從而可知符合防止液泛的要求。3) 霧沫夾帶量（1）通常，用操作時(shí)的空塔氣速與發(fā)生液泛時(shí)的空塔氣速的比值為估算霧沫夾帶量的指標(biāo)，此比值稱(chēng)為泛點(diǎn)百分?jǐn)?shù)，或稱(chēng) 泛點(diǎn)率。 泛點(diǎn)率 或 泛點(diǎn)率= 計(jì)算泛點(diǎn)率 板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度： 板上液流面積： 苯和甲苯可按正常系統(tǒng)按化工原理表3-4，取物性系數(shù)K=1.0，由圖3-13查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，代入公式得 按另一公式計(jì)算，得 為避免霧沫夾帶過(guò)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的要求。7.2塔板負(fù)荷性能圖 當(dāng)塔板的各相結(jié)構(gòu)參數(shù)均已確定后，應(yīng)將極限條件下的關(guān)系標(biāo)繪在直角坐標(biāo)系中，從而得到塔板

22、的適宜氣、液相操作范圍，此即塔板的負(fù)荷性能圖。負(fù)荷性能圖由五條線組成。1）霧沫夾帶線 當(dāng)氣相負(fù)荷超過(guò)此線時(shí)，霧沫夾帶量將過(guò)大，使板效率嚴(yán)重下降，塔板適宜操作區(qū)應(yīng)在霧沫夾帶線下。對(duì)于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中均為已知值，相應(yīng)于的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將各 已知故代入上式，便得出的關(guān)系式，據(jù)此做出霧沫夾帶線. 對(duì)常壓，塔徑>900 的大塔，取泛點(diǎn)率=80%為其霧沫夾帶量上限，則：按泛點(diǎn)率為80%計(jì)算如下： 整理得 或 精餾段 提餾段 霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值，依1式算出相應(yīng)的表7-1 霧沫夾帶線數(shù)據(jù) 0.0010.0062.272.150.0010.0062.132.

23、0192）液泛線由公式： 確定的液泛線，忽略式中的，得： 物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則及等均為定值，而與又有如下關(guān)系，即 式中閥孔數(shù)N與孔徑亦為定值，因此，可將上式簡(jiǎn)化得 在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)值，依2式算出相應(yīng)的值列于附表2中表7-2 液泛線數(shù)據(jù)0.00050.0010.0020.0030.0040.0050.0060.0072.112.092.031.981.931.871.811.742.062.031.981.941.901.851.801.753）液相負(fù)荷上限線 當(dāng)降液管尺寸一定時(shí)，若液體流量超過(guò)某一限度使液體在降液管的停留時(shí)間過(guò)短，則其中氣泡來(lái)不及釋放就帶入下一層塔板，造成氣相返

24、混，降低塔板效率。 要求液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間秒，取秒計(jì)算，則如下式知液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間 以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則 求出上限液體流量值。在圖上做出液相負(fù)荷上限線為與氣體流量無(wú)關(guān)的豎直線。4）漏液線 對(duì)F1型重閥，當(dāng)時(shí)，泄漏量接近10%為確定氣相負(fù)荷下限的依據(jù)。F1型重閥，取 計(jì)算，則 又知 ，則 以F0=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則 據(jù)此做出與液體流量無(wú)關(guān)的水平漏液線（4）。5）液相負(fù)荷下限線 為保證板上液流分布均勻，提高接觸效果，取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件。依下列的計(jì)算式 計(jì)算出的下限值，依次做出液相負(fù)荷下限線，該線與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直直線 取E=1,則，則：

25、 由以上五條線在直角坐標(biāo)上作圖，五條線所圍成的區(qū)域即為適宜操作區(qū)。 根據(jù)以上五個(gè)方程可分別做出塔板負(fù)荷性能圖上的（1）、（2）、（3）、（4）及（5）共五條線，見(jiàn)附圖4。由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：（1）任務(wù)規(guī)定的氣、液負(fù)荷下的操作點(diǎn)P（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在適宜操作區(qū)以內(nèi)的適中位置。（2）塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。（3）按照固定的液氣比，由附圖4查出塔板的氣相負(fù)荷上限， 和下限， ， 操作彈性= 設(shè)計(jì)塔板時(shí)，應(yīng)適當(dāng)調(diào)整塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)，使操作點(diǎn)在圖中位置適中，以提高塔的操作彈性。八、塔的有效高度與全塔實(shí)際高度的計(jì)算塔體有效高度 根據(jù)化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)(第四版)每6塊板開(kāi)一人孔，2

26、6/64，人孔數(shù)為4，高度為0.8m 故有效高度 塔頂層空間的高度，取。 塔底空間的高度，塔釜停留時(shí)間取，則取。 塔頂封頭的確定 。 裙座高度的確定，為了制作方便，裙座為圓形 人孔數(shù)，在進(jìn)料板上方開(kāi)一個(gè)人孔，人孔處板間距為0.8m。進(jìn)料板高度取0.8m?？偢叨?=(26-1-4-1)×0.45+1×0.8+3×0.8+1.2+1.5+0.35+4.2=19.9m九、浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算總表所設(shè)計(jì)篩板塔的主要結(jié)果匯總于表如下：序號(hào)項(xiàng)目數(shù)值精餾段提餾段1平均溫度90.65108.052平均壓力109.85118.953氣相流量m3/s0.9170.8884液相流量0.0

27、02560.005395實(shí)際塔板數(shù)N13136有效段高度Z/m13.87塔徑D/m1.48板間距/m0.459溢流形式單溢流10降液管形式弓形降液管11堰長(zhǎng)/m0.8412堰高/m0.0559 0.047 0.046913板上液層高度/m0.03514堰上液層高度/m0.0140.02315降液管底隙高度/m0.02540.029216安定區(qū)寬度/m0.09217邊緣區(qū)寬度/m0.0618開(kāi)孔區(qū)面積/1.029919浮閥直徑/m0.003920浮閥數(shù)目n14021孔中心距t/m0.07522排間距t/m0.0823開(kāi)孔率/10.86412.8224空塔氣速u(mài)/0.78320.680825孔閥氣

28、速/5.8125.49726每層塔板壓降/Pa540.91531.5927液體在降液管停留時(shí)間/s14.847.05728降液管內(nèi)清液層高度0.1410.13929泛點(diǎn)率/%35.2537.5430液沫夾帶0.00430.004831氣相負(fù)荷上限/1.771.7932氣相負(fù)荷下限/0.4860.45933操作彈性3.643.9 十、輔助設(shè)備的計(jì)算與選型 10.1塔頂冷凝器的試算與初選 出料液溫度： 81.7 （飽和氣）81.7 （飽和液） 冷卻水溫度： 25 45 當(dāng)t=81.7時(shí)，查表得 r=0.98×392.7+0.02×378.7=392.42kJ/kg 假設(shè)K=55

29、0） 根據(jù)S=42.61 選用F600IV-0.6-42.6查手冊(cè)可知選擇的尺寸如下： 公稱(chēng)直徑：600mm 管長(zhǎng)：3000mm 管子總數(shù)：188 管程數(shù)：4 中心排管數(shù)：10 S=ndL=188××0.025×(3-0.1)=42.7982 若選擇該型號(hào)的換熱器，則要求過(guò)程的總傳熱系數(shù)為： K=547.2 與原設(shè)值接近所以選擇F600IV-0.6-42.6型號(hào)換熱器10.2塔主要連接管直徑的確定（1） 塔頂蒸汽出口管徑因塔頂出口全部為氣體流速u(mài)取530之間故取流速u(mài)=20m/s 故可選取無(wú)縫鋼管，d=245mm。 驗(yàn)算實(shí)際流速 滿足要求（2） 回流液管徑 因?yàn)楸?/p>

30、和甲苯屬于易燃、易爆液體，需流速u(mài)<1m/s 故取流速u(mài)=0.5m/s 故可選取無(wú)縫鋼管，d=81mm。 實(shí)際流速 滿足要求（3）進(jìn)料管徑 同上，取u=0.5m/s = 選取無(wú)縫鋼管，d=81mm。 實(shí)際流速 滿足要求（4）塔底出口管徑 同上，取u=0.5m/s = 選取無(wú)縫鋼管，d=117mm。 實(shí)際流速: 滿足要求 （5）再沸騰加熱蒸汽管徑 同（1），取u=20m/s 選取無(wú)縫鋼管，d=245mm 滿足要求十一、對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述及相關(guān)問(wèn)題的分析討論 1.對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述 工程設(shè)計(jì)本身存在一個(gè)多目標(biāo)優(yōu)化問(wèn)題，同時(shí)又是政策性很強(qiáng)的工作。設(shè)計(jì)者在進(jìn)行工程設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)綜合考慮諸多影響因素，使生產(chǎn)達(dá)到

31、技術(shù)先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低能耗的原則。首先，要滿足工藝和操作的要求。所設(shè)計(jì)出來(lái)的流程和設(shè)備能保證得到質(zhì)量穩(wěn)定的產(chǎn)品。由于工業(yè)上原料的濃度、溫度經(jīng)常有變化，因此設(shè)計(jì)的流程與設(shè)備需要一定的操作彈性，可方便地進(jìn)行流量和傳熱量的調(diào)節(jié)。設(shè)置必需的儀表并安裝在適宜部位，以便能通過(guò)這些儀表來(lái)觀測(cè)和控制生產(chǎn)過(guò)程。其次要滿足經(jīng)濟(jì)上的要求。 要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備與基建的費(fèi)用，如合理利用塔頂和塔底的廢熱，既可節(jié)省蒸汽和冷卻介質(zhì)的消耗，也能節(jié)省電的消耗?；亓鞅葘?duì)操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用均有很大的影響，因此必須選擇合適的回流比。冷卻水的節(jié)省也對(duì)操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用有影響，減少冷卻水用量，操作

32、費(fèi)用下降，但所需傳熱設(shè)備面積增加，設(shè)備費(fèi)用增加。因此，設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)全面考慮，力求總費(fèi)用盡可能低一些。最后還要保證生產(chǎn)安全 。生產(chǎn)中應(yīng)防止物料的泄露，生產(chǎn)和使用易燃物料車(chē)間的電器均應(yīng)為防爆品。塔體大都安裝在室外，為能抵抗大自然的破壞，塔設(shè)備應(yīng)具有一定剛度和強(qiáng)度。2.相關(guān)問(wèn)題的討論 本設(shè)計(jì)中要求分離的苯-甲苯物系，采用的是常壓操作。進(jìn)料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負(fù)荷都有密切的聯(lián)系。在實(shí)際的生產(chǎn)中進(jìn)料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)才送入塔中，這主要是由于此時(shí)塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計(jì)和制造上提供了方便。因此，本

33、設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔。精餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。冷卻劑與出口溫度。冷卻劑的選擇由塔頂蒸汽溫度決定。冷卻水出口溫度取得高些，冷卻劑的消耗可以減少，但同時(shí)溫度差較小，傳熱面積將增加。冷卻水出口溫度的選擇由當(dāng)?shù)厮Y源確定，但一般不宜超過(guò)50，否則溶于水中的無(wú)機(jī)鹽將析出，生成水垢附著在換熱器的表面而影響傳熱。綜合考慮經(jīng)濟(jì)成本，本設(shè)計(jì)用常溫水作冷卻劑。精餾過(guò)程是組分反復(fù)汽化和反復(fù)冷凝的過(guò)程，耗能較多，如何節(jié)約和合理地利用精餾過(guò)程本身的熱能是十分重要的。選取適宜的回流比，使過(guò)程處于最佳條件下進(jìn)行，可使能耗降至最低。十二、參考文獻(xiàn)1夏清，賈紹義.化工原理(上冊(cè)）M.天津：天津大學(xué)出版社.2012。2夏清，賈紹義.化