板式精餾塔設(shè)計(jì)書(shū)

1、板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)4-3一、 設(shè)計(jì)題目： 苯甲苯 精餾分離板式塔設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件1、 設(shè)計(jì)任務(wù)：生產(chǎn)能力（進(jìn)料量） 6萬(wàn) 噸年 操作周期 7200 小時(shí)年 進(jìn)料組成 48.0 （質(zhì)量分率，下同） 塔頂產(chǎn)品組成 98.0 塔底產(chǎn)品組成 3.0% 2、 操作條件 操作壓力 常壓 進(jìn)料熱狀態(tài) 泡點(diǎn)進(jìn)料 冷卻水 20 加熱蒸汽 0.19mpa 3、 設(shè)備型式 篩板塔 4、 廠 址 安徽省合肥市 三、設(shè)計(jì)內(nèi)容：1、 概述2、 設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說(shuō)明3、 塔板數(shù)的計(jì)算(板式塔) ( 1 ) 物料衡算; ( 2 ) 平衡數(shù)據(jù)和物料數(shù)據(jù)的計(jì)算或查閱; ( 3 ) 回流比的選擇; ( 4 ) 理論

2、板數(shù)和實(shí)際板數(shù)的計(jì)算; 4、 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì) ( 1 ) 塔內(nèi)氣液負(fù)荷的計(jì)算; ( 2 ) 塔徑的計(jì)算; ( 3 ) 塔板結(jié)構(gòu)圖設(shè)計(jì)和計(jì)算； ( 4 )流體力學(xué)校核；( 5 )塔板負(fù)荷性能計(jì)算；( 6 )塔接管尺寸計(jì)算；( 7 )總塔高、總壓降及接管尺寸的確定。5、 輔助設(shè)備選型與計(jì)算6、 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總7、 工藝流程圖及精餾塔裝配圖8、 設(shè)計(jì)評(píng)述 目錄1、概述41.1 精餾單元操作的簡(jiǎn)介41.2 精餾塔簡(jiǎn)介41.3 苯-甲苯混合物簡(jiǎn)介41.4設(shè)計(jì)依據(jù)41.5 技術(shù)來(lái)源51.6 設(shè)計(jì)任務(wù)和要求52、設(shè)計(jì)計(jì)算52.1確定設(shè)計(jì)方案的原則52.2操作條件的確定52.2.1操作壓力52.2.2進(jìn)料

3、狀態(tài)62.2.3加熱方式的選擇62.3設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集62.4板式精餾塔的簡(jiǎn)圖72.5常用數(shù)據(jù)表：73、計(jì)算過(guò)程103.1 相關(guān)工藝的計(jì)算103.1.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率103.1.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量103.1.3 物料衡算103.1.4 最小回流比及操作回流比的確定103.1.5精餾塔的氣、液相負(fù)荷和操作線(xiàn)方程113.1.6逐板法求理論塔板數(shù)123.1.7精餾塔效率的估算133.1.8實(shí)際板數(shù)的求取133.2精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算143.2.1操作壓力計(jì)算143.2.2操作溫度計(jì)算143.2.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算143.2.4平均

4、密度計(jì)算153.2.5液體平均表面張力計(jì)算 163.2.6液體平均粘度計(jì)算 173.3 精餾塔的主要工藝尺寸的計(jì)算183.3.1 塔內(nèi)氣液負(fù)荷的計(jì)算183.3.2 塔徑的計(jì)算193.3.3 精餾塔有效高度的計(jì)算203.4 塔板結(jié)構(gòu)尺寸的計(jì)算213.4.1 溢流裝置計(jì)算-213.4.2塔板布置223.5篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算243.5.1 塔板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨扔?jì)算243.5.2液面落差253.5.3霧沫夾帶253.5.4漏液253.5.5液泛263.6 塔板負(fù)荷性能圖273.6.1霧沫夾帶線(xiàn)273.6.2 液泛線(xiàn)283.6.3 液相負(fù)荷上限線(xiàn)303.6.4 液相負(fù)荷下限線(xiàn) 303.6.5 漏液線(xiàn)3

5、13.7 各接管尺寸的確定323.7.1 進(jìn)料板323.7.2 釜?dú)堃撼隽瞎?33.7.3回流液管333.7.4塔頂上升蒸汽管333.8精餾塔結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)343.8.1設(shè)計(jì)條件343.8.2殼體厚度計(jì)算343.8.3風(fēng)載荷與風(fēng)彎矩計(jì)算353.8.4地震彎矩的計(jì)算383.9篩板塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總表394、總結(jié)和設(shè)計(jì)評(píng)述404.1設(shè)計(jì)評(píng)述404.2總結(jié)41參考文獻(xiàn)421、概述1.1 精餾單元操作的簡(jiǎn)介 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，精餾過(guò)程在能量劑驅(qū)動(dòng)下，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

6、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。分離苯和甲苯，可以利用二者沸點(diǎn)的不同，采用塔式設(shè)備改變其溫度，使其分離并分別進(jìn)行回收和儲(chǔ)存。1.2 精餾塔簡(jiǎn)介精餾塔是一圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設(shè)有進(jìn)料板。兩相在塔板上相互接觸時(shí)，液相被加熱，液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉(zhuǎn)移；氣相被部分冷凝，氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉(zhuǎn)移，從而使

7、混合物中的組分得到高程度的分離。簡(jiǎn)單精餾中，只有一股進(jìn)料，進(jìn)料位置將塔分為精餾段和提餾段，而在塔頂和塔底分別引出一股產(chǎn)品。精餾塔內(nèi)，氣、液兩相的溫度和壓力自上而下逐漸增加，塔頂最低，塔底最高。1.3 苯-甲苯混合物簡(jiǎn)介化工生產(chǎn)中所處理的原料，中間產(chǎn)物，粗產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質(zhì)。生產(chǎn)中為了滿(mǎn)足儲(chǔ)存，運(yùn)輸，加工和使用的需求，時(shí)常需要將這些混合物分離為較純凈或幾乎純態(tài)的物質(zhì). 芳香族化合物是化工生產(chǎn)中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。苯是化工工業(yè)和醫(yī)藥工業(yè)的重要基本原料，可用來(lái)制備染料，樹(shù)脂，農(nóng)藥，合成藥物，合成橡膠，合成纖維和洗滌劑等等；甲苯不僅是

8、有機(jī)化工合成的優(yōu)良溶劑，而且可以合成異氰酸酯，甲酚等化工產(chǎn)品，同時(shí)也可以用來(lái)制造三硝基甲苯，苯甲酸，對(duì)苯二甲酸，防腐劑，染料，泡沫塑料，合成纖維等。1.4設(shè)計(jì)依據(jù)本設(shè)計(jì)依據(jù)化工原理課程設(shè)計(jì)的設(shè)計(jì)實(shí)例，對(duì)所提出的題目進(jìn)行分析并做出理論計(jì)算。1.5 技術(shù)來(lái)源目前，精餾塔的設(shè)計(jì)方法以嚴(yán)格的計(jì)算為主，也有一些簡(jiǎn)化的模型，但是嚴(yán)格的計(jì)算對(duì)于連續(xù)精餾塔時(shí)最常采用的。1.6 設(shè)計(jì)任務(wù)和要求原料：苯甲苯溶液，年產(chǎn)量時(shí)6萬(wàn)噸， 苯含量：48%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)），原料液的溫度：泡點(diǎn)溫度設(shè)計(jì)要求：塔頂產(chǎn)品組成98%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)），塔底產(chǎn)品組成3%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）2、設(shè)計(jì)計(jì)算2.1確定設(shè)計(jì)方案的原則確定設(shè)計(jì)方案總的原則是在可能的

9、條件下，盡量采用科學(xué)技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)上最先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點(diǎn)：1.滿(mǎn)足工藝和操作的要求；2.滿(mǎn)足經(jīng)濟(jì)上的要求；3保證安全生產(chǎn)（例如苯屬有毒物料，不能讓其蒸汽彌漫車(chē)間）。以上三項(xiàng)原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設(shè)計(jì)中，對(duì)第一個(gè)原則應(yīng)作較多的考慮，對(duì)第二個(gè)原則只作定性的考慮，而對(duì)第三個(gè)原則只要求作一般的考慮。2.2操作條件的確定確定設(shè)計(jì)方案是指確定整個(gè)精餾裝置的流程、各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和某些操作指標(biāo)。例如組分的分離順序、塔設(shè)備的型式、操作壓力、進(jìn)料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。下面結(jié)合課程設(shè)計(jì)的需要，對(duì)

10、某些問(wèn)題作些闡述。2.2.1操作壓力蒸餾操作通?？稍诔?、加壓和減壓下進(jìn)行。確定操作壓力時(shí)，必須根據(jù)所處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性進(jìn)行考慮。由于苯甲苯物系對(duì)溫度的依賴(lài)性不強(qiáng)，常壓下是液態(tài)，為降低塔的操作費(fèi)用，操作壓力選為常壓。 其中塔頂?shù)膲毫?01.33kpa。 塔底的壓力為101.33+n0.7kpa2.2.2進(jìn)料狀態(tài) 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

11、上提供了方便。2.2.3加熱方式的選擇蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時(shí)也可采用直接蒸汽加熱。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對(duì)塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍有增加。采用直接蒸汽加熱時(shí)，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。2.3設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集本設(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

12、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2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。其中由于蒸餾過(guò)程的原理是多次進(jìn)行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設(shè)計(jì)中設(shè)計(jì)把其熱量作為低溫?zé)嵩串a(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預(yù)熱器的熱源之一，充分利用了能量。塔板的類(lèi)型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開(kāi)有許多均布的篩孔，孔徑一般為38mm，篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質(zhì)過(guò)程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有： () 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)

13、單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。 () 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。 篩板塔的缺點(diǎn)是： () 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 () 操作彈性較小(約23)。 () 小孔篩板容易堵塞。不適宜處理粘性大的、臟的和帶固體粒子的料液2.4板式精餾塔的簡(jiǎn)圖2.5常用數(shù)據(jù)表：表1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量m沸點(diǎn)（）臨界溫度tc（）臨界壓強(qiáng)pc（kpa）苯a甲苯bc6h6c6h5ch378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44

14、107.7表2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105110.6,kpa，kpa101.3340.0116.946.0135.554.0155.763.3179.274.3204.286.0240.0表3 常溫下苯甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)（2：例11附表2）溫度80.1859095100105110.6液相中苯的摩爾分率汽相中苯的摩爾分率1.0001.0000.7800.9000.5810.7770.4120.6300.2580.4560.1300.26200表4 純組分的表面張力(1：附錄圖7)溫度8090100110120苯，mn/m甲苯，mn/m21.221.72020.618

15、.819.517.518.416.217.3表5 組分的液相密度(1：附錄圖8)溫度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表6 液體粘度（1：）溫度()8090100110120苯（mp.s）甲苯（mp.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228 表7常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8

16、102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.03、計(jì)算過(guò)程3.1 相關(guān)工藝的計(jì)算3.1.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的

17、摩爾分率 苯的摩爾質(zhì)量 = 78 kg/kmol 甲苯的摩爾質(zhì)量 = 92kg/kmol =0.5212 =0.9830 =0.03523.1.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 =0.521278+（1-0.5212）92=84.7kg/kmol =0.98378+(1-0.983)92=78.24kg/kmol =0.035278+(1-0.0352)92=91.51kg/kmol3.1.3 物料衡算 以年工作7200小時(shí)，年產(chǎn)6萬(wàn)噸計(jì)，進(jìn)料為： 原物料處理量： f=98.39 kmol/h 總物料衡算： 98.39=d+w 苯的物料衡算：98.390.5215=d0.983+w0.0

18、352聯(lián)立解得： d=50.45 kmol/h w=47.94 kmol/h 3.1.4 最小回流比及操作回流比的確定（1） 相對(duì)揮發(fā)度苯的沸點(diǎn)為80.4，甲苯的沸點(diǎn)為110.6，根據(jù)安托尼方程 （5，90頁(yè)安托尼方程）得： 同理得時(shí)， ， （2） 最小回流比計(jì)算： （5,112頁(yè)式9-46） 3.1.5精餾塔的氣、液相負(fù)荷和操作線(xiàn)方程 =rd=2.4250.45=122.089kmol/h =(r+1)d=3.4250.45=172.539kmol/h =172.539 kmol/h =+w=172.539+47.94=220.479 kmol/h精餾段操作線(xiàn)方程為 y=x+=+=0.708

19、x+0.287 （5，106頁(yè)）提餾段操作線(xiàn)方程為: =-=1.278-0.010（5，106頁(yè)） 3.1.6逐板法求理論塔板數(shù)（1） 交替使用相平衡方程和精餾段操作線(xiàn)方程計(jì)算如下： 相平衡方程變形為x = ，精餾段操作線(xiàn)方程y=0.708x+0.287 = 0.983 因?yàn)?精餾段理論板 n=6，第7塊為進(jìn)料板（2）交替使用相平衡方程和提餾段操作線(xiàn)方程計(jì)算如下： 相平衡方程變形為x = ，提餾段操作線(xiàn)方程y=1.278x-0.01 所以提留段理論板 n=63.1.7精餾塔效率的估算，相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算如下： 在95.4時(shí)查得苯和甲苯的粘度為，則：全塔效率 3.1.8實(shí)際板數(shù)的求取精餾段實(shí)際板層數(shù)

20、n(精)=6/0.533812,提餾段實(shí)際板層數(shù)n(提)=6/0.533812，進(jìn)料板在第13塊板3.2精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算3.2.1操作壓力計(jì)算 塔頂操作壓力101.3 kpa塔底操作壓力=101.3+240.7=118.1kpa每層塔板壓降 p0.7 kpa進(jìn)料板壓力101.30.712109.7kpa精餾段平均壓力 p m （101.3109.7）2105.5 kpa提餾段平均壓力p m =（109.7+118.1）/2 =113.9 kpa3.2.2操作溫度計(jì)算 利用上表數(shù)據(jù)用試差法計(jì)算結(jié)果如下：塔頂溫度：由得=80.4進(jìn)料板溫度:由 得=90.9塔底溫度:由得=110

21、.5精餾段平均溫度=（ 80.490.9）/2 =85.65提餾段平均溫度=（90.9+110.5）/2 =100.73.2.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算（1）塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由xd=y1=0.983代入相平衡方程得x1=0.9584kg/k molkg/k mol(2)進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由上面理論板的算法，得 ，故kg/k molkg/k mol(3)塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由理論板計(jì)算得，kg/k molkg/k mol(4)精餾段平均摩爾質(zhì)量 kg/k molkg/k mol（5）提餾段平均摩爾質(zhì)量kg/k molkg/k mol3.2.4平均密度計(jì)算 （1）氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀

22、態(tài)方程計(jì)算，精餾段的平均氣相密度即 提餾段的平均氣相密度（2）液相平均密度計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算，即 a.塔頂液相平均密度的計(jì)算 由80.47，查手冊(cè)得 塔頂液相的質(zhì)量分率 ，則：b.進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算 由tf90.9，查手冊(cè)得 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率 c.塔底液相平均密度的計(jì)算 由tw110.5，查手冊(cè)得 塔底液相的質(zhì)量分率 d.精餾段液相平均密度為 e.提餾段液相平均密度為3.2.5液體平均表面張力計(jì)算 液相平均表面張力依下式計(jì)算，即 (1)塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由 80.4代入方程得 ：=21.19mn/m =21.66 mn/m mn/m(2)進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)

23、算 由代入方程得 :=19.88 mn/m =20.50 mn/m mn/m(3)塔底液相平均表面張力的計(jì)算 由 代入方程得 ：=17.43 mn/m ,=18.35mn/mmn/m（4）精餾段液相平均表面張力為 mn/m（5）提餾段液相平均表面張力為 mn/m3.2.6液體平均粘度計(jì)算 液相平均粘度依下式計(jì)算，即 （1）塔頂液相平均粘度的計(jì)算 由代入方程得 ：=0.31mpas, =0.31 mpas解出=0.31mpas（2）進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算 由代入方程得 :=0.28mpas, =0.28 mpas解出=0.28 mpas(3)塔底液相平均粘度的計(jì)算 由1代入方程得 ：=0.24

24、mpas, =0.25 mpas解出=0.25 mpas（4）精餾段液相平均粘度為：=(0.31+0.28)/2=0.295mpas（5）提餾段液相平均粘度為：=(0.28+0.25）/2=0.265 mpas3.3 精餾塔的主要工藝尺寸的計(jì)算3.3.1 塔內(nèi)氣液負(fù)荷的計(jì)算 3.3.1.1 精餾段： 3.3.1.2提餾段： 3.3.2 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)?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。板間距與塔徑關(guān)系(5 ,148頁(yè))塔徑dt，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距ht，m

25、m200300250350300450350600400600 3.3.2.1 對(duì)精餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；查“史密斯關(guān)聯(lián)圖 ”得，c20=0.082；依式校正物系表面張力為時(shí)可取安全系數(shù)為0.8，則（安全系數(shù)0.60.8），故截留面積為：實(shí)際空塔氣速為：m/s按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.4m,則空塔氣速0.8837m/s。3.3.2.2對(duì)提餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；查“史密斯關(guān)聯(lián)圖 ”得，c20=0.072；依式校正物系表面張力為時(shí)可取安全系數(shù)為0.8，則（安全系數(shù)0.60.8），故截留面積為：實(shí)際空塔氣速為：m/s按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.4m,則空塔氣速0.8512m/s

26、。 將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定，對(duì)于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設(shè)計(jì)塔的時(shí)候塔徑取1.4m。3.3.3 精餾塔有效高度的計(jì)算有效高度計(jì)算公式為精餾段有效高度 z精=（n精-1）ht=（12-1）0.45=4.95m提餾段有效高度為 z提=（n提-1）ht=（12-1）0.45=4.95m在進(jìn)料板處開(kāi)一個(gè)人孔，其高度為0.6m，故精餾塔的有效高度為 z=（z精+z提）+0.6=4.95+4.95+0.6=10.5m精餾塔的實(shí)際高度為（塔的兩端空間：塔頂空間1.5m,塔底空間1.5m） z實(shí)=z+1.5+1.5=13.5m3.4 塔板結(jié)構(gòu)尺寸的計(jì)算

27、3.4.1 溢流裝置計(jì)算-因塔徑d1.6m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤(pán)。3.4.1.1堰長(zhǎng) 單溢流=（0.6+0.8）d (2,39頁(yè))（1） 對(duì)精餾段：溢流堰長(zhǎng)=0.651.4=0.91m 對(duì)提餾段：溢流堰長(zhǎng)=0.651.4=0.91m3.4.1.2溢流堰高度：（1）精餾段：由，查4圖317“液流收縮系數(shù)e圖”，知e=1.0,依式可得故（2） 提餾段：由，查4圖317“液流收縮系數(shù)e圖”，知e=1.02,依式可得 故3.4.1.3 弓形降液管寬度和截面積：由查2（圖35“弓形降液管的寬度與面積”參數(shù)圖）得：，故：（1）精餾段計(jì)算，利用2（式341)計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)

28、降液管面積，即（大于5s，符合要求）(2) 提餾段計(jì)算，利用2（式341)計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即（大于5s，符合要求）3.4.1.4降液管底隙高度：（1）精餾段：取液體通過(guò)降液管底隙的流速（一般在0.07-0.25m/s范圍內(nèi)）依(3：式320)：，故：，符合要求（2）提餾段：取液體通過(guò)降液管底隙的流速（一般在0.07-0.25m/s范圍內(nèi)）依(3：式320)：，故：，符合要求綜上，降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。3.4.2塔板布置3.4.2.1 塔板的分塊：因d=1400mm800mm，故塔板采用分塊式。查“塔板分塊與塔徑”關(guān)系表得，塔極分為4塊。3.4.2.2 邊緣區(qū)寬度確

29、定邊緣區(qū)寬度=0.05m(3050mm),安定區(qū)寬度=0.09m（50100mm）3.4.2.3 開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算b)依(3：式321)：計(jì)算開(kāi)空區(qū)面積（1）精餾段計(jì)算：，（2）提餾段計(jì)算：m3.4.2.4 篩孔數(shù)的計(jì)算與開(kāi)孔率（3,）：取篩空的孔徑為（常用4-6mm），正三角形排列，一般碳的板厚為,取，取，故孔中心距（1）精餾段計(jì)算： 篩孔數(shù)：個(gè)， 開(kāi)孔率（在515范圍內(nèi)）則每層板上的開(kāi)孔面積為氣體通過(guò)篩孔的氣速為（2）提餾段計(jì)算： 篩孔數(shù)：個(gè)， 開(kāi)孔率：（在515范圍內(nèi)）則每層板上的開(kāi)孔面積為氣體通過(guò)篩孔的氣速為 3.5篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板的流體力學(xué)計(jì)算，目的在于驗(yàn)算預(yù)選的塔板參數(shù)是否能維

30、持塔的正常操作，以便決定對(duì)有關(guān)塔板參數(shù)進(jìn)行必要的調(diào)整，最后還要作出塔板負(fù)荷性能圖。3.5.1 塔板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨扔?jì)算 （1）精餾段：a)干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂?，查“干篩孔的流量系數(shù)圖”（3,）得，c0=0.88由式b)氣體穿過(guò)板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋海?由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.61，依式c)克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂朗剑?故則單板壓強(qiáng)：（2）提餾段：a)干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂?，查“干篩孔的流量系數(shù)圖”（3,）得，c0=0.88由式b)氣體穿過(guò)板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋海?由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.58，依式c)克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐?/p>

31、度：依式， 故則單板壓強(qiáng)：3.5.2液面落差對(duì)于液體流量很大及d2000mm篩板塔需考慮液面落差，本例的塔徑和液流量均不大，液面落差很小，故可忽略液面落差的影響。 3.5.3霧沫夾帶（1）精餾段：，（2）提餾段：設(shè)計(jì)中規(guī)定0.1kg液體/kg氣體，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量霧沫夾帶。3.5.4漏液由式得：（1）精餾段：篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。（2）提餾段：篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。3.5.5液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度依式計(jì)算（1）精餾段：而h=0.0869+0.08+0.0016=0.1685m取，則故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)

32、生液泛。（2）提餾段：而h=0.0061+0.08+0.0016=0.1685m取，則故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的。3.6 塔板負(fù)荷性能圖3.6.1霧沫夾帶線(xiàn)（1） 精餾段：以 ev0.1kg液/kg氣為限，求 vs-ls關(guān)系如下：，近似取e=1，=0.064m,則由以上三式整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)ls值，依上式計(jì)算出vs值，計(jì)算結(jié)果列于下表ls /(m3/s) 0.00350.00450.00550.0065vs /(m3/s)2.24142.17422.11182.0531（2） 由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線(xiàn)2。

33、（2）提餾段：以 ev0.1kg液/kg氣為限，求 vs-ls關(guān)系如下：，近似取e=1.02，=0.064m,則由以上三式整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)ls值，依上式計(jì)算出vs值，計(jì)算結(jié)果列于下表ls /(m3/s) 0.00350.00450.00550.0065vs /(m3/s)1.68231.63531.59161.5506由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線(xiàn)2。 3.6.2 液泛線(xiàn)聯(lián)立 （a）（1）精餾段：近似取e=1.0，=0.91m,則 (b)由式 則 (c)由式 (d)將及上式(b)(c)(d)代入(a)式中得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)ls值，依上式計(jì)算出vs值，計(jì)算結(jié)果列于下表ls /

34、(m3/s) 0.00350.00450.00550.0065vs /(m3/s)2.13632.08472.03241.9788（2）提餾段：近似取e=1.02，=0.91m,則 (b)由式 則 (c)由式 (d)將及上式(b)(c)(d)代入(a)式中得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)ls值，依上式計(jì)算出vs值，計(jì)算結(jié)果列于下表ls /(m3/s) 0.00350.00450.00550.0065vs /(m3/s)2.30522.25542.20542.15423.6.3 液相負(fù)荷上限線(xiàn)以4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線(xiàn)0.01269。3.6.4

35、 液相負(fù)荷下限線(xiàn) （1）精餾段：對(duì)于平直堰，取堰上液層高度0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，e=1.0，由據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線(xiàn)3。（1） 提餾段：對(duì)于平直堰，取堰上液層高度0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，e=1.02，由得：據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線(xiàn)33.6.5 漏液線(xiàn)(1) 精餾段：由代入漏液點(diǎn)氣速方程得：整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)ls值，依上式計(jì)算出vs值，計(jì)算結(jié)果列于下表ls /(m3/s) 0.00350.00450.00550.0065vs /(m3/s)0.78480.79570.80560.8157由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線(xiàn)。 （2）提

36、餾段：由代入漏液點(diǎn)氣速方程得：整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)ls值，依上式計(jì)算出vs值，計(jì)算結(jié)果列于下表ls /(m3/s) 0.00350.00450.00550.0065vs /(m3/s)0.70140.71220.72200.7311由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線(xiàn)。 精餾段塔板負(fù)荷性能圖 提餾段塔板負(fù)荷性能圖3.7 各接管尺寸的確定 3.7.1 進(jìn)料板進(jìn)料體積流量取適宜的輸送速度，故經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管（gb8163-87）:3.7.2 釜?dú)堃撼隽瞎芨獨(dú)堃旱捏w積流量：取適宜的輸送速度，則 經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(yb231-64)，規(guī)格：3.7.3回流液管回流液體積流量 利用液體的重力進(jìn)行回

37、流，取適宜的回流速度，那么經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(yb231-64)，規(guī)格：3.7.4塔頂上升蒸汽管塔頂上升蒸汽的體積流量： 取適宜速度，那么經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(yb231-64)，規(guī)格：3.8精餾塔結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)3.8.1設(shè)計(jì)條件塔體與裙座的機(jī)械設(shè)計(jì)條件如下：（1） 塔體內(nèi)徑,塔高近似取。塔體圓筒總高度為13500mm（2） 計(jì)算壓力，設(shè)計(jì)溫度。（3） 設(shè)計(jì)地區(qū)：基本風(fēng)壓值，地震設(shè)防烈度為8度，場(chǎng)地土類(lèi)：b類(lèi)，設(shè)計(jì)地震分組：第二組，設(shè)計(jì)基本地震加速度為。（4） 塔內(nèi)裝有層篩板塔盤(pán)，每塊塔盤(pán)上存留介質(zhì)層高度為，介質(zhì)密度為。（5） 沿塔高每10米左右開(kāi)設(shè)一個(gè)人孔，人孔數(shù)位1個(gè)，相應(yīng)在人孔處安裝半圓

38、形平臺(tái)1個(gè)，平臺(tái)寬度為，高度為。（6） 塔外保溫層的厚度為，保溫材料密度為。（7） 塔體與封頭材料選用，其中。（8） 裙座材料選用。（9） 塔體與裙座間懸掛一臺(tái)再沸器，其操作質(zhì)量為（10） 塔體與裙座對(duì)接焊接，塔體焊接接頭系數(shù)。（11） 塔體與封頭厚度附加量，裙座厚度附加量。3.8.2殼體厚度計(jì)算3.8.2.1.塔體厚度計(jì)算 考慮厚度附加量c=2mm，厚度為：，經(jīng)圓整，取3.8.2.2封頭厚度計(jì)算采用標(biāo)準(zhǔn)橢圓形封頭，形狀系數(shù)，則其厚度為： 考慮厚度附加量c=2mm經(jīng)圓整后，名義厚度3.8.3風(fēng)載荷與風(fēng)彎矩計(jì)算3.8.3.1風(fēng)載荷計(jì)算以23段為例計(jì)算風(fēng)載荷：式中：體系系數(shù)，對(duì)圓筒形容器，4m高處

39、基本風(fēng)壓值，風(fēng)壓高度變化系數(shù)，查表8-5得：計(jì)算段長(zhǎng)度，脈動(dòng)影響系數(shù)，由表8-7查得：塔的基本自振周期，對(duì)等直徑、等厚度圓截面塔： 脈動(dòng)增大系數(shù)，根據(jù)自振周期，由表8-6查得：振動(dòng)系數(shù)，由表8-8查得：風(fēng)振系數(shù) 塔有效直徑。設(shè)籠式扶梯與塔頂管線(xiàn)成90，取以下a，b式中較大者 a. b. ，取400mm， a. b.取 以上述方法計(jì)算出各段風(fēng)載荷，列于下表中。各段塔風(fēng)載荷計(jì)算結(jié)果計(jì)算段平臺(tái)數(shù)15000.71.0110.5001812160.14210000.71.0511.5101812332.96325000.71.2614072025321395.8430000.71.67170600241

40、22114.7530000.72.13110160024122694.73.8.3.2風(fēng)彎矩計(jì)算截面00 截面11 截面22 3.8.4地震彎矩的計(jì)算取第一振型脈動(dòng)增大系數(shù)為則衰減指數(shù)塔的總高度全塔操作質(zhì)量重力加速度地震影響系數(shù)由表8-2查得（設(shè)防烈度為8級(jí)）由表8-3查得計(jì)算截面距地面高度h：00截面：11截面：22截面：等直徑、等厚度的塔，按下述方法計(jì)算地震彎矩。截面00 截面11 截面223.9篩板塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總表項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提留段各段平均壓強(qiáng)pmkpa105.5113.9各段平均溫度tm85.65100.7平均流量氣相vsm3/s1.361.31液相l(xiāng)sm3/s

41、0.00340.0069實(shí)際塔板數(shù)n塊1212板間距htm0.450.45塔的有效高度zm4.954.95塔徑dm1.41.4空塔氣速u(mài)m/s0.88400.8512塔板液流形式單流型單流型溢流管型式弓形弓形堰長(zhǎng)lwm0.910.91堰高h(yuǎn)wm0.0640.054溢流堰寬度wdm0.190.1904管底與受業(yè)盤(pán)距離hom0.0370.038板上清液層高度hlm0.060.06孔徑domm5.05.0孔間距tmm15.015.0孔數(shù)n個(gè)52005250開(kāi)孔面積m20.10180.102篩孔氣速u(mài)om/s12.5912.83塔板壓降hpkpa0.6890.697液體在降液管中停留時(shí)間s14.937.36降液管內(nèi)清液層高度hdm0.00160.0061霧沫夾帶evkg液/kg氣0.0200.0191負(fù)荷上限霧沫夾帶