苯-甲苯浮閥塔-課程設(shè)計(jì)

吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)I目錄摘要 1緒論 2設(shè)計(jì)方案的選擇和論證 3第一章塔板的工藝計(jì)算 41.1基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù) 41.2精餾塔全塔物料衡算 41.2.1已知條件 41.2.2物料衡算 51.2.3平衡線方程的確定 51.2.4求精餾塔的氣液相負(fù)荷 61.2.5操作線方程 61.2.6用逐板法算理論板數(shù) 61.2.7實(shí)際板數(shù)的求取 71.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 81.3.1進(jìn)料溫度的計(jì)算 81.3.2操作壓力的計(jì)算 81.3.3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 81.3.4平均密度計(jì)算 91.3.5液體平均表面張力計(jì)算 101.3.6液體平均粘度計(jì)算 101.4精餾塔工藝尺寸的計(jì)算 101.4.1塔徑的計(jì)算 101.4.2精餾塔有效高度的計(jì)算 111.5塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 121.5.1溢流裝置計(jì)算 121.6浮閥數(shù)目、浮閥排列及塔板布置 131.7塔板流體力學(xué)驗(yàn)算 141.7.1計(jì)算氣相通過浮閥塔板的靜壓頭降hf 141.7.2計(jì)算降液管中清夜層高度Hd 151.7.3計(jì)算霧沫夾帶量eV 151.8塔板負(fù)荷性能圖 161.8.1霧沫夾帶線 161.8.2液泛線 171.8.3液相負(fù)荷上限線 181.8.4漏液線 181.8.5液相負(fù)荷下限線 181.9小結(jié) 19第二章熱量衡算 202.1相關(guān)介質(zhì)的選擇 202.1.1加熱介質(zhì)的選擇 202.1.2冷凝劑 202.2熱量衡算 20第三章輔助設(shè)備 233.1冷凝器的選型 233.1.1計(jì)算冷卻水流量 233.1.2冷凝器的計(jì)算與選型 233.2冷凝器的核算 243.2.1管程對流傳熱系數(shù)α1 243.2.2計(jì)算殼程流體對流傳熱系數(shù)α0 253.2.3污垢熱阻 263.2.4核算傳熱面積 263.2.5核算壓力降 26第四章塔附件設(shè)計(jì) 294.1接管 294.1.1進(jìn)料管 294.1.2回流管 294.1.3塔底出料管 294.1.4塔頂蒸氣出料管 304.1.5塔底進(jìn)氣管 304.2筒體與封頭 304.2.1筒體 304.2.2封頭 304.3除沫器 314.4裙座 314.5人孔 314.6塔總體高度的設(shè)計(jì) 324.6.1塔的頂部空間高度 324.6.2塔的底部空間高度 324.6.3塔立體高度 32設(shè)計(jì)結(jié)果匯總 33結(jié)束語 34參考文獻(xiàn) 35主要符號說明 36附錄 38摘要化工生產(chǎn)常需進(jìn)行二元液相混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝達(dá)到輕重組分分離目的的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設(shè)計(jì)和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備類型之一。本次設(shè)計(jì)的浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計(jì)針對二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、選取、計(jì)算、核算、繪圖等，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。本設(shè)計(jì)書對苯和甲苯的分離設(shè)備─浮閥精餾塔做了較詳細(xì)的敘述，主要包括：工藝計(jì)算，輔助設(shè)備計(jì)算,塔設(shè)備等的附圖。采用浮閥精餾塔，塔高13.11米，塔徑1.4米，按逐板計(jì)算理論板數(shù)為25。算得全塔效率為0.534。塔頂使用全凝器，部分回流。精餾段實(shí)際板數(shù)為13，提餾段實(shí)際板數(shù)為12。實(shí)際加料位置在第13塊板(從上往下數(shù))，操作彈性為3.43。通過板壓降、漏液、液泛、霧沫夾帶的流體力學(xué)驗(yàn)算，均在安全操作范圍內(nèi)。塔的附屬設(shè)備中，所有管線均采用無縫鋼管。再沸器采用臥式浮頭式換熱器。用140℃飽和蒸汽加熱，用15℃循水作冷凝劑。飽和蒸汽走管程，釜液走殼程。關(guān)鍵詞：苯__甲苯、精餾、圖解法、負(fù)荷性能圖、精餾塔設(shè)備結(jié)構(gòu)緒論化工生產(chǎn)中常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的?；ト芤后w混合物的分離有多種方法，蒸餾及精餾是其中最常用的一種。蒸餾是分離均相混合物的單元操作之一，精餾是最常用的蒸餾方式，是組成化工生產(chǎn)過程的主要單元操作。為實(shí)現(xiàn)高純度的分離已成為蒸餾方法能否廣泛應(yīng)用的核心問題，為此而提出了精餾過程。精餾的核心是回流，精餾操作的實(shí)質(zhì)是塔底供熱產(chǎn)生蒸汽回流，塔頂冷凝造成液體回流。我們工科大學(xué)生應(yīng)具有較高的綜合能力、解決實(shí)際生產(chǎn)問題的能力和創(chuàng)新的能力。課程設(shè)計(jì)是一次讓我們接觸并了解實(shí)際生產(chǎn)的大好機(jī)會，我們應(yīng)充分利用這樣的機(jī)會去認(rèn)真去對待。而新穎的設(shè)計(jì)思想、科學(xué)的設(shè)計(jì)方法和優(yōu)秀的設(shè)計(jì)作品是我們所應(yīng)堅(jiān)持努力的方向和追求的目標(biāo)。浮閥塔盤自20世紀(jì)50年代初期開發(fā)以來，由于制造方便及其性能上的優(yōu)點(diǎn)，很多場合已取代了泡罩塔盤。這類塔盤的塔盤板開有閥孔，安置了能在適當(dāng)范圍內(nèi)上下浮動的閥片，其形狀有圓形、條形及方形等。由于浮閥與塔盤板之間的流通面積能隨氣體負(fù)荷的變動而自動調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負(fù)荷范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)定操作。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時(shí)間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。與泡罩塔盤相比，處理能力較大，壓力降較低，而塔板效率較高，缺點(diǎn)是閥孔易磨損，閥片易脫落。操作氣速不可能會很高，因?yàn)闀a(chǎn)生嚴(yán)重的霧沫夾帶，這就限制了生產(chǎn)能力的進(jìn)一步提高。具有代表性的浮閥塔有F1型（V1型）浮閥塔板、重盤式浮閥塔、盤式浮閥、條形浮閥及錐心形浮閥等。設(shè)計(jì)方案的選擇和論證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，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(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2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。連續(xù)精餾塔流程流程圖連續(xù)精餾流程附圖圖1-1流程圖2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)備。蒸餾過程按操作方式不同，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。回流比是精餾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)際需要選定回流比。塔板工藝計(jì)算塔板工藝計(jì)算流體力學(xué)驗(yàn)算流體力學(xué)驗(yàn)算塔負(fù)荷性能圖塔負(fù)荷性能圖全塔熱量衡算全塔熱量衡算塔附屬設(shè)備計(jì)算塔附屬設(shè)備計(jì)算圖1-2設(shè)計(jì)思路流程圖1、本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾操作方式。2、常壓操作。3、泡點(diǎn)進(jìn)料。4、間接蒸汽加熱。5、選R=2.0Rmin。6、塔頂選用全凝器。7、選用浮閥塔。在此使用浮閥塔，浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩者的優(yōu)點(diǎn)，其突出優(yōu)點(diǎn)是可以根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開度，這樣就可以避免過多的漏液。另外還具有結(jié)構(gòu)簡單，造價(jià)低，制造方便，塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大等優(yōu)點(diǎn)。浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備，其多用不銹鋼板或合金。近年來所研究開發(fā)出的新型浮閥進(jìn)一步加強(qiáng)了流體的導(dǎo)向作用和氣體的分散作用，使氣液兩相的流動接觸更加有效，可顯著提高操作彈性和效率。從苯—甲苯的相關(guān)物性中可看出它們可近似地看作理想物系。而且浮閥與塔盤板之間的流通面積能隨氣體負(fù)荷的變動而自動調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負(fù)荷范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)定操作。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時(shí)間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。第一章塔板的工藝設(shè)計(jì)1.1基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)表1-1苯、甲苯的粘度溫度℃020406080100120苯0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228表1-2苯、甲苯的密度溫度℃020406080100120苯--877.4857.3836.6815.0792.5767.9甲苯885.6867.0848.2829.3810.0790.3770.0表1-3苯、甲苯的表面張力溫度℃020406080100120苯31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.49甲苯30.8928.5426.2223.9421.6919.4917.34表1-4苯、甲苯的摩爾定比熱容溫度℃050100150苯72.789.7104.8118.1甲苯93.3113.3131.0146.6表1-5苯、甲苯的汽化潛熱溫度℃20406080100120苯431.1420.0407.7394.1379.3363.2甲苯412.7402.1391.0379.4367.1354.21.2物料衡算1.2.1塔的物料衡算（1）苯的摩爾質(zhì)量：甲苯的摩爾質(zhì)量：=（2）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量：（3）物料衡算總物料衡算：即…………（1）易揮發(fā)組分物料衡算：即…………………（2）塔的物料衡算總物料衡算：D+W=100苯物料衡算：0.98D+0.02W=0.45100解得：D=W=1.2.2平衡線方程的確定由文獻(xiàn)[1]中苯與甲苯的汽-液平衡組成可以找出算出。如表1-6苯—甲苯（101.3kPa）的t-x-y相平衡數(shù)據(jù)苯摩爾分?jǐn)?shù)溫度℃苯摩爾分?jǐn)?shù)溫度℃液相氣相液相氣相0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.2===同理可算出其它的2.352.332.462.562.582.492.612.392.45從而推出所以平衡線方程因?yàn)閝=0.96即取操作回流比。1.2.4求精餾塔的氣液相負(fù)荷1.2.5操作線方程精餾段操作線方程為：提餾段操作線方程為：1.2.6用逐板法算理論板數(shù)同理可算出如下值：所以總理論板數(shù)為13塊（包括再沸器），第7塊板上進(jìn)料。1.2.7實(shí)際板數(shù)的求取由苯與甲苯不同溫度下的平衡組成作出其二元液相圖。由圖可知對應(yīng)的溫度為塔底溫度，查得為℃。由它們的安托因方程[2]假設(shè)一個(gè)泡點(diǎn)t,代入上式檢驗(yàn)，可知只有℃時(shí)，算出的，所以塔頂?shù)臏囟葹椤?。這樣，平均塔溫為℃℃。由經(jīng)驗(yàn)式[3]式中，μ—相對揮發(fā)度；—加料液體的平均粘度；及μ為塔頂及塔底平均溫度時(shí)的數(shù)值。在℃苯的粘度：厘泊。甲苯的粘度：厘泊。加料液體的平均粘度：厘泊。精餾段實(shí)際板層數(shù)提餾段實(shí)際板層數(shù)1.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算1.3.1進(jìn)料溫度的計(jì)算依式=0.49（）查苯—甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)，由內(nèi)插法求得：℃℃℃精餾段平均溫度：提餾段平均溫度：1.3.2操作壓強(qiáng)塔頂壓強(qiáng)=101.3kPa取每層塔板壓降ΔP=0.7kPa，進(jìn)料板壓強(qiáng)：=101.3+13×0.7=110.4kPa塔底壓強(qiáng)：=101.3+25×0.7=118.8kPa精餾段平均操作壓力：提餾段平均操作壓力：1.3.3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂：XD=Y1=0.98，X1=0.951進(jìn)料板：YF=，XF=塔釜：XW=0.0187，YW=精餾段平均摩爾質(zhì)量：提餾段平均摩爾質(zhì)量：1.3.4平均密度計(jì)算氣相平均密度計(jì)算理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即精餾段氣相密度：提留段氣相密度：液相平均密度計(jì)算由式求相應(yīng)的液相密度。當(dāng)時(shí),用內(nèi)插法求得下列數(shù)據(jù)對于進(jìn)料板：用內(nèi)插法求得下列數(shù)據(jù)對于塔底：精餾段平均密度：提餾段平均密度：1.3.5液體平均表面張力計(jì)算液體表面張力σM=由查手冊得由℃查手冊得由查手冊得精餾段平均表面張力：提餾段平均表面張力：1.3.6液體平均粘度計(jì)算塔頂液相平均的黏度的計(jì)算由℃查表得：進(jìn)料板液相平均黏度的計(jì)算由℃查表得：同理可得由℃查表得：同理可得1.4精餾塔工藝尺寸的計(jì)算1.4.1塔徑的計(jì)算精餾段氣液相體積流率為精餾段提餾段（1）精餾段塔徑計(jì)算，由（由式）由課程手冊108頁圖5-1查圖的橫坐標(biāo)為取板間距板上液層高度則查圖5-1得到選板間距，取板上液層高度=0.06m，故以為橫坐標(biāo)查圖5-1得到取安全系數(shù)為，則空塔速度為塔徑按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為（2）提餾段塔徑計(jì)算其中的查圖，圖的橫坐標(biāo)為取安全系數(shù)為，則空塔速度為塔徑按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為根據(jù)上述精餾段和提餾段塔徑的計(jì)算，可知全塔塔徑為塔截面積為以下的計(jì)算將以精餾段為例進(jìn)行計(jì)算：實(shí)際空塔氣速為1.4.2精餾塔有效高度的計(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。故精餾塔的有效高度為1.5塔板主要工藝尺寸的計(jì)算1.5.1溢流裝置計(jì)算因塔徑D=1.4可采用單溢流、弓形降液管、凹形受液盤及平直堰，不設(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)計(jì)算如下：（1）溢流堰長取堰長為0.66D，即（2）溢流堰堰高h(yuǎn)w查1－10[1]圖得，取E=1.0，則取板上清液層高度故（3）降液管的寬度Wd和降液管的面積由，查圖得故計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間故降液管設(shè)計(jì)合理。（4）降液管底隙高度h0取液體通過降液管底隙的流速為0.11m/s依式1－56計(jì)算降液管底隙高度h0，即：故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理選用凹形受液盤，深度1.6浮閥數(shù)目、浮閥排列及塔板布置（1）塔板的分塊本設(shè)計(jì)塔徑為，因，故塔板采用分塊式。由文獻(xiàn)（一）查表5-3得，塔板分為4塊。（2）邊緣區(qū)寬度確定取。（3）開孔區(qū)面積計(jì)算其中：故（4）浮閥數(shù)計(jì)算及其排列預(yù)先選取閥孔動能因子,由F0=可求閥孔氣速，即每層塔板上浮閥個(gè)數(shù)為浮閥的排列，考慮到各分塊的支承與銜接要占去一部分鼓泡區(qū)面積，閥孔排列采用等腰三角形叉排方式?，F(xiàn)按的等腰三角形叉排方式排列，則設(shè)計(jì)條件下的閥孔氣速為閥孔動能因數(shù)為所以閥孔動能因子變化不大，仍在9~12的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實(shí)排數(shù)適用。此開孔率在5%~15%范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開孔是合理的。1.7塔板流體力學(xué)驗(yàn)算1.7.1計(jì)算氣相通過浮閥塔板的靜壓頭降每層塔板靜壓頭降可按式計(jì)算。(1)計(jì)算干板靜壓頭降由式可計(jì)算臨界閥孔氣速，即，可用算干板靜壓頭降，即(2)計(jì)算塔板上含氣液層靜壓頭降由于所分離的苯和甲苯混合液為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)，已知板上液層高度所以依式(3)計(jì)算液體表面張力所造成的靜壓頭降由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降為換算成單板壓降(設(shè)計(jì)允許值)1.7.2降液管中清夜層高度式(1)計(jì)算氣相通過一層塔板的靜壓頭降前已計(jì)算(2)計(jì)算溢流堰（外堰）高度前已計(jì)算(3)液體通過降液管的靜壓頭降因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式式中m(4)塔板上液面落差由于浮閥塔板上液面落差很小，所以可忽略。(5)堰上液流高度前已求出這樣為了防止液泛，按式：，取校正系數(shù)，選定板間距,從而可知，符合防止液泛的要求。(6)液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間校核應(yīng)保證液體早降液管內(nèi)的停留時(shí)間大于3~5s,才能使得液體所夾帶氣體釋出。本設(shè)計(jì)>5s可見，所夾帶氣體可以釋出。1.7.3計(jì)算霧沫夾帶量（1）霧沫夾帶量判斷霧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)率來完成的。泛點(diǎn)率的計(jì)算時(shí)間可用式：和塔板上液體流程長度塔板上液流面積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),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點(diǎn)率F1為及為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，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。（2）嚴(yán)重漏液校核當(dāng)閥孔的動能因數(shù)低于5時(shí)將會發(fā)生嚴(yán)重漏液，前面已計(jì)算，可見不會發(fā)生嚴(yán)重漏液。1.8精餾段塔板負(fù)荷性能圖1.8.1霧沫夾帶上限線對于苯—甲苯物系和已設(shè)計(jì)出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值所對應(yīng)的泛點(diǎn)率(亦為上限值),利用式和便可作出此線。由于塔徑較大，所以取泛點(diǎn)率，依上式有整理后得即即為負(fù)荷性能圖中的線(1)此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對應(yīng)一條直線。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值便可依式算出相應(yīng)的。利用兩點(diǎn)確定一條直線，便可在負(fù)荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。0.0010.003 0.005 0.007 2.221 2.1732.125 2.0771.8.2液泛線由式，，聯(lián)立。即式中，，板上液層靜壓頭降從式知，表示板上液層高度，。所以板上液體表面張力所造成的靜壓頭和液面落差可忽略液體經(jīng)過降液管的靜壓頭降可用式則式中閥孔氣速U0與體積流量有如下關(guān)系式中各參數(shù)已知或已計(jì)算出，即；；代入上式。整理后便可得與的關(guān)系，即此式即為液泛線的方程表達(dá)式。在操作范圍內(nèi)任取若干值，依0.0010.003 0.005 0.007 3.007 2.832.60 2.261用上述坐標(biāo)點(diǎn)便可在負(fù)荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(2)。1.8.3液相負(fù)荷上限線為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時(shí)間分離出，液體在降液管中停留時(shí)間不應(yīng)小于3～5s。所以對液體的流量須有一個(gè)限制，其最大流量必須保證滿足上述條件。由式可知，液體在降液管內(nèi)最短停留時(shí)間為3～5秒。取為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，所對應(yīng)的則為液體的最大流量,即液相負(fù)荷上限，于是可得所得到的液相上限線是一條與氣相負(fù)荷性能無關(guān)的豎直線，即負(fù)荷性能圖中的線(3)。1.8.4氣體負(fù)荷下限線（漏液線）對于F1型重閥，因<5時(shí)，會發(fā)生嚴(yán)重漏液，故取計(jì)算相應(yīng)的氣相流量1.8.5液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。、代入的值則可求出為上式后得按上式作出的液相負(fù)荷下限線是一條與氣相流量無關(guān)的豎直線，見圖中的線(5).所的負(fù)荷性能圖如下：1.9小結(jié)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。因?yàn)橐悍壕€在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。按固定的液氣比，從負(fù)荷性能圖中可查得氣相負(fù)荷上限=1.58m3/s,氣相負(fù)荷下限≤0.46m3/s，所以可得塔板的這一操作彈性在合理的范圍(3～5)之內(nèi)，由此也可表明塔板設(shè)計(jì)是合理的。第二章熱量衡算2.1相關(guān)介質(zhì)的選擇2.1.1加熱介質(zhì)的選擇選用飽和水蒸氣，溫度140℃,工程大氣壓為3.69。原因：水蒸氣清潔易得，不易結(jié)垢，不腐蝕管道。飽和水蒸氣冷凝放熱值大，而水蒸氣壓力越高，冷凝溫差越大，管程數(shù)相應(yīng)減少，但水蒸氣壓力不宜太高。2.1.2冷凝劑選冷卻水，溫度20℃，溫升15℃。原因：冷卻水方便易得，清潔不易結(jié)垢，升溫線越高，用水量越小，但平均溫差小，傳熱面積大，綜合考慮選擇15℃。2.2蒸發(fā)潛熱衡算表2—1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80.1394288.5甲苯110.63363318.572.2.1塔頂熱量其中則:0C苯:蒸發(fā)潛熱甲苯:蒸發(fā)潛熱2.2.2塔底熱量其中則:0C苯:蒸發(fā)潛熱甲苯:蒸發(fā)潛熱2.3焓值衡算由前面的計(jì)算過程及結(jié)果可知：塔頂溫度℃，塔底溫度℃，進(jìn)料溫度℃?！嫦?Cp1=99.14/Cp2=124.36//℃下：//℃下：(1)0℃時(shí)塔頂氣體上升的焓QV塔頂以0℃為基準(zhǔn)。(2)回流液的焓注：此為泡點(diǎn)回流，據(jù)t-x-y圖查得此時(shí)組成下的泡點(diǎn)tD,用內(nèi)插法求得回流液組成下的tD’，tD’=80.5℃。得到此溫度下：CP1=99.14/CP2=124.36/注：回流液組成與塔頂組成相同。(3)塔頂餾出液的焓因餾出口與回流口組成一樣，所以(4)冷凝器消耗的焓QC=QV-QR-QD=4623530.45-689985.50-279618.89=3653925.96KJ/h(5)進(jìn)料口的焓℃下：CP1=103.70CP2=129.71所以(6)塔底殘液的焓(7)再沸器(全塔范圍內(nèi)列衡算式)塔釜熱損失為10%，則=0.9設(shè)再沸器損失能量Q損=0.1QB，QB+QF=QC+QW+Q損+QD加熱器實(shí)際熱負(fù)荷0.9QB=QC+QW+QD-QF=3653925.96+656335.07+279618.89-921799.72=3668080.20QB=3668080.20/0.9=4075644.72KJ/h項(xiàng)目進(jìn)料冷凝器塔頂餾出液塔底殘液再沸器平均比熱119.59—101.16132.17—熱量921799.723653925.96279618.89656336.074075644.72第三章輔助設(shè)備3.1冷凝器的選型本設(shè)計(jì)冷凝器選用重力回流直立或管殼式冷凝器原因：因本設(shè)計(jì)冷凝器與被冷凝氣體走管間，對于蒸餾塔的冷凝器，一般選管殼式冷凝器或空冷器，螺旋板式換熱器，以便及時(shí)排出冷凝液。冷凝水循環(huán)與氣體之間方向相反，當(dāng)逆流式流入冷凝器時(shí)，起液膜減少，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費(fèi)用。取進(jìn)口（冷卻水）溫度為t1=20℃(夏季)冷卻水可來自松花江，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=35℃。泡點(diǎn)回流溫度tD’=80.5℃.tD=81.25℃被冷凝的氣體的平均溫度，冷凝水的平均溫度。在此前提下，表3-1各自對應(yīng)的相關(guān)物性數(shù)據(jù)項(xiàng)目種類Cp(KJ/(kg˙K))ρ/(kg/m3)μ/Pa˙sλ/W˙m-1K-1混合氣體1.2772.809.07710-60.13冷卻后的混合液體1.880813.20.30610-30.125冷凝水4.176103996.30.845310-30.62933.1.1計(jì)算冷卻水流量3.1.2冷凝器的計(jì)算與選型冷凝器選擇列管式，逆流方式。K=550℃)=2302KJ/℃)按雙管程計(jì)時(shí)，初步選定換熱器，其具體參數(shù)見表3-2：殼徑/mm600管子尺寸φ25mm2.5mm公稱壓力/Mpa25管長3m公稱傳熱面積/m244.9m2管子總數(shù)198管程數(shù)2管子排列方式正方形斜轉(zhuǎn)45°殼程數(shù)1折流擋板形式圓缺形3.2冷凝器的核算3.2.1管程對流傳熱系數(shù)α1該型號換熱器總管數(shù)為136根，由于雙管程，所以管程的截面積A1為這樣，管內(nèi)冷卻水的實(shí)際流速對流傳熱系數(shù)對流傳熱系數(shù)3.2.2計(jì)算殼程流體對流傳熱系數(shù)取換熱列管中心距t=32mm。流體通過管間的最大截面積，殼程的流通截面積A為殼程中蒸汽流速由于流體被冷卻，所以取，于是殼程流體的對流傳熱系數(shù)為3.2.3污垢熱阻管程與殼程污垢熱阻分別取Rsi=0.00017/(m2˙K)/w,Rso=0.00034/(m2˙K)/w在初選換熱器型號時(shí)要求傳熱過程的總系數(shù)為，通過核算，該型號換熱器在規(guī)定的流動條件所能提供的總傳熱系數(shù)為481，故所選換熱器是合適的。總傳熱系數(shù)的裕度為3.2.4核算傳熱面積按核算后所得的總傳熱系數(shù)K0值計(jì)算，則完成傳熱任務(wù)所需傳熱面積為而該型號換熱器的實(shí)際傳熱面積A為從傳熱面積的核算中也可知，所選的換熱器是可用的。換熱面積的裕度為3.2.5核算壓力降因?yàn)楣艹毯蜌こ潭加袎毫档囊?，所以要對管程和殼程的壓力進(jìn)行核算。(1)計(jì)算管程壓力降管程壓力降計(jì)算的通式為式中，殼程數(shù)Ns=1,管程數(shù)Np=2?？芍艹塘黧w呈湍流狀態(tài)。取管壁粗糙ε=0.1mm,相對粗糙度，查λ-Re關(guān)聯(lián)圖可知摩檫因數(shù)λ=0.035。所以于是(2)計(jì)算殼程壓力降由于殼程流體狀況較復(fù)雜，所以計(jì)算殼程流體壓力降的表達(dá)式很多，計(jì)算結(jié)果都差不多?，F(xiàn)用埃索法來計(jì)算殼程壓降。即式中ΔP1─流體橫過管束的壓力降Pa；ΔP2─流體通過折流擋板缺口的壓力降；Fs─殼程壓力降的垢層校正系數(shù)，無因次，對于液體取1.15，對于氣體可取1.0；Ns─殼程數(shù)。而式中F─管子排列方法對壓力降的校正系數(shù)，對正三角形排列F=0.5,對正方形斜轉(zhuǎn)45°F=0.正方形排列F=0.3;f0─殼程流體的摩檫系數(shù)，當(dāng)Re>500(Re)-0.228;nc─橫過管束中心線的管子數(shù)，對正方形排列(式中n為換熱器總管數(shù))；NB─折流擋板數(shù)；n─折流擋板間距，m;u0─按殼程流通截面積A0計(jì)算的流速，而A0=h(D-nCd0);D─殼徑，m;d0─換熱管外徑，m。本題中，管子的排列方式對壓力影響的校正因數(shù)Fs=1.15,殼層數(shù)Ns=1。管子為正方形斜轉(zhuǎn)45°排列，管子排列方法對壓力降的校正系數(shù)F=0.4.橫過管束中心線的管子數(shù)取折流擋板數(shù)殼程流通截面由于蒸汽冷凝后變成液體，所以這時(shí)涉及到的相關(guān)物性數(shù)據(jù)得帶入液態(tài)時(shí)的數(shù)據(jù)。于是PaPa所以通過以上壓力降核算可知管程和殼程壓力降都小于所要求的30kPa,所以所選的冷凝器是合適的。

第四章塔附件設(shè)計(jì)4.1接管4.1.1進(jìn)料管進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、T型進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管，管徑計(jì)算如下：取，4.1.2回流管采用直管回流管，取。，4.1.3塔底出料管取，直管出料4.1.4塔頂蒸氣出料管直管出氣，取出口氣速。4.1.5塔底進(jìn)氣管采用直管取氣速，則4.2筒體與封頭4.2.1筒體壁厚選6mm，所用材質(zhì)為A34.2.2封頭封頭分為橢圓形封頭、蝶形封頭等幾種，本樣封設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由公稱直徑D=1400mm，可查得曲面高,直邊高度，內(nèi)表面積，容積。選用封頭，JB1154-73。4.3除沫器在空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴(yán)重，以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設(shè)備的正常操作。本設(shè)計(jì)采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、質(zhì)量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點(diǎn)。設(shè)計(jì)氣速選?。撼髦睆竭x取不銹鋼除沫器類型：標(biāo)準(zhǔn)型；規(guī)格：40-100；材料：不銹鋼絲網(wǎng)（1Cr18Ni19Ti）；絲網(wǎng)尺寸：圓絲φ0.23。4.4裙座塔底常用裙座支撐，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,故裙座壁厚取16mm?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑：經(jīng)圓整后裙座取，；基礎(chǔ)環(huán)厚度考慮到腐蝕余量去1.2m；考慮到再沸器，裙座高度取2.2m，地腳螺栓直徑取M22。4.5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25塊板，需設(shè)置2個(gè)人孔，每個(gè)人孔直徑為450mm，板間距為600mm,裙座上應(yīng)開2個(gè)人孔，直徑為450mm，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。4.6塔總體高度的設(shè)計(jì)4.6.1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，取除沫器到第一塊板的距離為600mm，塔頂部空間高度為1200mm。4.6.2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5min。=4.6.3塔立體高度設(shè)計(jì)結(jié)果匯總浮閥塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總表項(xiàng)目內(nèi)容數(shù)值或說明備注塔徑D/m1.40板間距HT/m 0.45塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速U/(m/s)0.840堰長(lw)0.792板上液層高度hW/m0.06降液管底隙高度h0/m0.03浮閥數(shù)N/個(gè)129等腰三角形叉排閥孔氣速U0/(m/s)6.16臨界閥孔氣速U0c(m/s)5.97閥孔動能因數(shù)F010.30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ΔP/Pa504液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間τ/s15.4降液管內(nèi)清液層高度Hd/m0.126泛點(diǎn)率(%)50.1氣相負(fù)荷上限Vsmax/(m3/s)1.58霧沫夾帶控