苯甲苯二元物系篩板式精餾塔設(shè)計(jì)

1、化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū) 設(shè)計(jì)題目 ： 苯甲苯二元物系篩板式精餾塔設(shè) 計(jì) 條 件 ： 常壓： 處理量： 進(jìn)料組成：餾出液組成： 釜液組成： （以上均為摩爾分率） 塔頂全凝器 泡點(diǎn)回流 回流比： 加料狀態(tài)： 設(shè) 計(jì) 要 求 ： (1) 完成該精餾塔的工藝設(shè)計(jì)（包括物料衡算、熱量衡算、篩板塔的設(shè)計(jì)算）。(2) 畫(huà)出帶控制點(diǎn)的工藝流程圖、塔板負(fù)荷性能圖、精餾塔工藝條件圖。(3) 寫(xiě)出該精餾塔的設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)，包括設(shè)計(jì)結(jié)果匯總和設(shè)計(jì)目 錄摘 要1前 言2第一章 緒 論21.1 精餾原理31.1.1 加熱方式的選擇31.1.2 操作壓力的選取41.1.3 回流比的選擇41.1.4 塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介

2、質(zhì)的選擇41.1.5 板式塔的選擇41.1.6 關(guān)于附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)51.2 設(shè)計(jì)思路5第二章塔板的工藝設(shè)計(jì)22.1物料衡算22.1.1物料衡算22.1.2溫度計(jì)算32.1.3相對(duì)揮發(fā)度32.1.5精餾段、提留段物流量42.2理論塔板數(shù)的求解52.2.1逐板法理論塔板數(shù)求解52.2.2塔板效率及實(shí)際塔板數(shù)62.3熱量衡算62.3.1加熱介質(zhì)的選擇62.3.2冷凝劑的選擇72.4.2 0時(shí)塔頂氣體上升的焓82.4.3回流液的焓82.4.4塔頂餾出液的焓82.4.5冷凝器消耗的焓82.4.6進(jìn)料口的焓92.4.7塔底殘液的焓92.4.8再沸器（全塔范圍的熱量衡算）92.5.3平均粘度13§

3、2.6塔體工藝尺寸的計(jì)算13§2.6塔板主要工藝尺寸的計(jì)算152.7 塔板的布置182.7.1塔板分布：182.8篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算192.8.1塔板壓降192.8.2液面落差202.8.3液沫夾帶202.8.4漏夜212.8.5液泛212.9塔板負(fù)荷性能圖212.9.1 漏液線212.9.2 液沫夾帶線222.9.3 液相負(fù)荷下限線232.9.4液相負(fù)荷上限線232.9.5液泛線23第三章 塔附件設(shè)計(jì)273.1接管管徑的計(jì)算和選擇273.1.1進(jìn)料管273.1.2回流管273.1.3塔頂蒸氣管273.1.4塔底出料管283.2法蘭283.3封頭283.4裙座283.5人孔29第四章

4、 塔總體高度的設(shè)計(jì)304.1塔的頂部空間高度304.2塔的底部空間高度304.3塔立體高度30第五章 塔附屬設(shè)備設(shè)計(jì)315.1冷凝器的選擇315.2再沸器的選擇32致謝33主要符號(hào)說(shuō)明34結(jié)果匯總36參考文獻(xiàn)38摘 要本次設(shè)計(jì)中,我們進(jìn)行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，我們采用的精餾裝置有精餾塔，再沸器，冷凝器等設(shè)備。熱量從塔釜輸入，物料在塔內(nèi)進(jìn)行精餾分離,余熱由塔頂產(chǎn)品冷凝器中的冷卻介質(zhì)帶走，為了減少熱量,能量的損失，我們?cè)谶M(jìn)料前設(shè)置了節(jié)能器，把塔底熱產(chǎn)品先與進(jìn)料進(jìn)行熱交換，然后再冷卻。本文是篩板精餾塔及其進(jìn)料預(yù)熱的設(shè)計(jì)，分離摩爾分?jǐn)?shù)為0.42的苯-甲苯溶液，使塔頂產(chǎn)品苯的摩爾含量達(dá)到98%

5、，塔底釜液摩爾分?jǐn)?shù)為3.5%。綜合工藝操作方便、經(jīng)濟(jì)及安全等多方面考慮，本設(shè)計(jì)采用了篩板塔對(duì)苯-甲苯進(jìn)行分離提純，塔板為碳鋼材料，按照逐板計(jì)算求得理論板數(shù)為15。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)式算得全塔效率為0.528。塔頂使用全凝器，部分回流。精餾段實(shí)際板數(shù)為14，提餾段實(shí)際板數(shù)為13。實(shí)際加料位置在第15塊板。精餾段彈性操作為3.2。通過(guò)板壓降、漏液、液泛、液沫夾帶的流體力學(xué)驗(yàn)算，均在安全操作范圍內(nèi)。前 言化工生產(chǎn)中，產(chǎn)品一般為混合物，要得到高純度組分則必須對(duì)粗產(chǎn)品進(jìn)行分離；如液固的分離有過(guò)濾操作，混合氣體的分離有吸收操作；同樣混合液體的分離操作有蒸餾和精餾。對(duì)工廠大批量生產(chǎn)過(guò)程中，精餾操作廣泛用于液體混合物的

6、分離；精餾塔又分為篩板塔、浮閥塔和噴射型塔等。相比之下：篩板塔具有容易堵塞，漏液量較大和操作彈性小的缺點(diǎn)；但它結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、設(shè)計(jì)簡(jiǎn)便、操作容易、生產(chǎn)能力大、壓降小又經(jīng)濟(jì)的優(yōu)點(diǎn)；故在生產(chǎn)尤其是中試裝置中應(yīng)用頗多。這次設(shè)計(jì)將讓學(xué)生深深體會(huì)到知識(shí)在生產(chǎn)中的應(yīng)用，很大的提高學(xué)生的自學(xué)能力，在設(shè)計(jì)過(guò)程中初步了解理論在世紀(jì)中的應(yīng)用的重要，對(duì)實(shí)際過(guò)程有了初步的了解，增強(qiáng)我們動(dòng)手能力也提高了我們的綜合應(yīng)用知識(shí)的能力。這次設(shè)計(jì)對(duì)學(xué)生的就業(yè)和考研深造均有很大幫助。我一定盡我所能完成此設(shè)計(jì)任務(wù)，不辜負(fù)大學(xué)里這種鍛煉自己的機(jī)會(huì)，不辜負(fù)老師中對(duì)我們的指導(dǎo)，爭(zhēng)取給老師一份滿意的答卷，給自己滿意的作品！第一章 緒 論1.1 精

7、餾原理利用混合物中各組分揮發(fā)能力的差異，通過(guò)液相和氣相的回流，使氣、液兩相逆向多級(jí)接觸，在熱能驅(qū)動(dòng)和相平衡關(guān)系的約束下，使得易揮發(fā)組分（輕組分）不斷從液相往氣相中轉(zhuǎn)移，而難揮發(fā)組分卻由氣相向液相中遷移，使混合物得到不斷分離，稱該過(guò)程為精餾。該過(guò)程中，傳熱、傳質(zhì)過(guò)程同時(shí)進(jìn)行，屬傳質(zhì)過(guò)程控制。其精餾塔如圖1-1所示。原料從塔中部適當(dāng)位置進(jìn)塔，將塔分為兩段，上段為精餾段，不含進(jìn)料，下段含進(jìn)料板為提留段，冷凝器從塔頂提供液相回流，再沸器從塔底提供氣相回流。氣、液相回流是精餾重要特點(diǎn)。圖 1-1 連續(xù)精餾塔 苯甲苯混合液的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)了，將原料通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后，送入精

8、餾塔。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷卻后一部分作為回流液，其余作為塔頂產(chǎn)品，經(jīng)冷凝器冷卻后送至儲(chǔ)槽。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。塔釜采用間接蒸氣再沸器加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入儲(chǔ)槽。流程參見(jiàn)附圖。1.1.1 加熱方式的選擇 本設(shè)計(jì)采用間接蒸汽加熱，加熱設(shè)備為再沸器。本設(shè)計(jì)不易利用直接蒸汽加熱，因?yàn)橹苯诱羝募尤?，?duì)釜內(nèi)溶液起一定稀釋作用，在進(jìn)料條件和產(chǎn)品純度，輕組分收率一定前提下，釜液濃度相應(yīng)降低，故需在提餾段增加塔板以達(dá)到生產(chǎn)要求，從而又增加了生產(chǎn)的費(fèi)用，但也增加了間接加熱設(shè)備。1.1.2 操作壓力的選取精餾操作按操作壓力可分為常壓精餾，加壓精餾，減壓

9、精餾。一般采用減壓精餾，壓力對(duì)揮發(fā)度的影響不大，在常壓下不能分離的或達(dá)不到分離要求時(shí)，采用加壓精餾；對(duì)于熱敏性物質(zhì)采用減壓精餾。當(dāng)壓力較高時(shí)，對(duì)塔冷凝有利，對(duì)塔底加熱不利，同時(shí)壓力升高，相對(duì)揮發(fā)度降低，管徑減小，壁厚增加。本次設(shè)計(jì)采用常壓101.32kpa作為操作壓力。1.1.3 回流比的選擇 對(duì)于一般體系最小回流比的確定可按常規(guī)方法處理，但對(duì)于某些特殊體系，如乙醇水體系則要特殊處理，該體系最小回流比rmin的求取應(yīng)通過(guò)精餾段操作線與平衡線相切得到。而適宜回流比r的確定，應(yīng)體現(xiàn)最佳回流比選定原則即裝置設(shè)備費(fèi)與操作費(fèi)之和最低，我們推薦以下簡(jiǎn)化方法計(jì)算各項(xiàng)費(fèi)用，從而確定最佳回流比。一般經(jīng)驗(yàn)值為r=

10、(1.2-2.0)rmin.1.1.4 塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇選全凝器，塔頂處理啊的氣體溫度不高。冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高，無(wú)需再次冷凝，且本次分離時(shí)為了苯和甲苯，為節(jié)省資金，選用全凝器。塔頂選用全凝器，因?yàn)楹罄^工段產(chǎn)品以液相出料，但所得產(chǎn)品的純度低于分凝器，因?yàn)榉帜鞯牡谝粋€(gè)分凝器相當(dāng)于一塊理論板。塔頂冷卻介質(zhì)采用自來(lái)水，方便、實(shí)惠、經(jīng)濟(jì)。1.1.5 板式塔的選擇板式塔工藝尺寸設(shè)計(jì)計(jì)算的主要內(nèi)容包括：板間距、塔徑、塔板型式、溢流裝置、塔板布置、流體力學(xué)性能校核、負(fù)荷性能圖以及塔高等。其設(shè)計(jì)計(jì)算方法可查閱有關(guān)資料。著重應(yīng)注意的是：塔板設(shè)計(jì)的任務(wù)是以流經(jīng)塔內(nèi)氣液的物流量、操作條件

11、和系統(tǒng)物性為依據(jù)，確定具有良好性能（壓降小、彈性大、效率高）的塔板結(jié)構(gòu)與尺寸。塔板設(shè)計(jì)的基本思路是：以通過(guò)某一塊板的氣液處理量和板上氣液組成，溫度、壓力等條件為依據(jù)，首先參考設(shè)計(jì)手冊(cè)上推薦數(shù)據(jù)初步確定有關(guān)的獨(dú)立變量，然后進(jìn)行流體力學(xué)計(jì)算，校核其是否符合所規(guī)定的范圍，如不符合要求就必須修改結(jié)構(gòu)參數(shù)，重復(fù)上述設(shè)計(jì)步驟直到滿意為止。最后給制出負(fù)荷性能圖，以確定適宜操作區(qū)和操作彈性。塔高的確定還與塔頂空間、塔底空間、進(jìn)料段高度以及開(kāi)人孔數(shù)目的取值有關(guān)，可查資料。表11 參數(shù)選取項(xiàng)目方式壓力加料狀態(tài)加熱方式回流比冷凝器冷卻介質(zhì)板式塔選 取連續(xù)精餾常壓氣液混合間接蒸汽r=(1.2-2.0)rmin全凝器自

12、來(lái)水板式塔1.1.6 關(guān)于附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)a）熱量衡算求取塔頂冷凝器、冷卻器的熱負(fù)荷和所需的冷卻水用量；再沸器的熱負(fù)荷和所需的加熱蒸氣用量；b）選定冷凝器和再沸器的型式求取所需的換熱面積并查閱換熱器標(biāo)準(zhǔn)，提出合適的換熱器型號(hào)；c）確定主要接管尺寸，列出接管表。1.2 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(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)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篩板式連續(xù)精餾

13、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)際需要選定回流比。 物料衡算熱量衡算 塔工藝尺寸 流體力學(xué)及負(fù)荷性能附屬設(shè)備 圖1-3設(shè)計(jì)思

14、路第二章 塔板的工藝設(shè)計(jì)2.1物料衡算2.1.1物料衡算f：進(jìn)料量 ：原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）d：塔頂產(chǎn)品流量 ：塔頂組成w：塔底殘液流量：塔底組成已知：f=80,=0.42，=0.98，=0.035（以上都為摩爾分?jǐn)?shù)）總物料衡算： f=d+w 苯的物料衡算：f=d+w即： 解得：d=32.59，w=47.41表21 物料衡算結(jié)果物料流量kmol/h組成進(jìn)料f80苯：0.42 甲苯：0.58塔頂產(chǎn)品d32.59苯：0.98 甲苯：0.02塔底產(chǎn)品w47.41苯：0.035 甲苯：0.965表22 常壓下苯甲苯氣液相平衡與溫度關(guān)系表苯摩爾分?jǐn)?shù)溫度/苯摩爾分?jǐn)?shù)溫度/液相氣相液相氣相0.00.01

15、10.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.22.1.2溫度計(jì)算由氣液相平衡數(shù)據(jù)與溫度的關(guān)系，由內(nèi)插法求塔頂溫度，進(jìn)料溫度，塔底溫度。塔頂溫度進(jìn)料溫度塔底溫度精餾段平均溫度：提留段平均溫度：2.1.3相對(duì)揮發(fā)度由安托因方程p-在溫度t下的飽和蒸汽壓（kpa）t-溫度t()a，b，c為安托因常數(shù)表23 a、b、c常數(shù)安托因常數(shù)ab

16、c苯6.0311211220.8甲苯6.0801345219.5求得苯，甲苯在塔頂，進(jìn)料口，塔底的飽和蒸汽壓如下表2-3：表24 苯，甲苯在塔頂，進(jìn)料口，塔底的飽和蒸汽壓位置塔頂進(jìn)料口塔底苯飽和蒸汽壓（kpa）103.06154.63227.49甲苯飽和蒸汽壓（kpa)39.6462.4596.22塔頂揮發(fā)度 : 同理可得：=2.48 =2.36精餾段揮發(fā)度: 提留段揮發(fā)度: 平均相對(duì)揮發(fā)度：2.1.4回流比r的確定本次設(shè)計(jì)r=1.5，= ：q線方程： 相平衡方程： =兩方程聯(lián)立解得：所以=因此r=1.5=1.51.52=2.282.1.5精餾段、提留段物流量表25 物料衡算表物料物流kmol

17、/h精餾段上升蒸氣量v106.90提留段上升蒸氣量103.7精餾段下降液體量l74.31提留段下降液體量151.112.2理論塔板數(shù)的求解理論板：指離開(kāi)此板的氣液兩相平衡，而且塔板組成均勻。理論板的計(jì)算方法：逐板法，圖解法，捷算法，本次設(shè)計(jì)采用逐板法進(jìn)行計(jì)算。2.2.1逐板法理論塔板數(shù)求解精餾段操作線方程：提留段操作線方程：進(jìn)料狀態(tài)方程：氣液平衡方程： =全塔理論塔板數(shù)如下用逐板法求算理論板數(shù)表y1=0.98x1=0.952y10=0.481x10=0.272y2=0.961x2=0.908y11=0.380x11=0.198y3=0.930x3=0.842y12=0.272x12=0.131

18、y4=0.884x4=0.754y13=0.175x13=0.078y5=0.823x5=0.652y14=0.098x14=0.042y6=0.752x6=0.550y15=0.045x15=0.019y7=0.681x7=0.462y8=0.620x8=0.397加料板y9=0.562x9=0.341 所以精餾段理論塔板數(shù)：n=7所以提留段理論塔板數(shù)：n=72.2.2塔板效率及實(shí)際塔板數(shù)塔板效率與板的結(jié)構(gòu)，操作條件，物質(zhì)的物理性質(zhì)及流體力學(xué)性質(zhì)有關(guān)，它反映了實(shí)際塔板上傳質(zhì)過(guò)程進(jìn)行的程度。塔板效率可用奧康奈爾公式計(jì)算。式中：塔頂與塔底平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度； 塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度m

19、pa.s。（1） 精餾段已知所以： （2） 提餾段已知所以： 2.3熱量衡算2.3.1加熱介質(zhì)的選擇選用飽和蒸氣間接加熱，溫度為120，大氣壓為100kpa。原因：水蒸氣清潔易得，不易結(jié)垢，不易腐蝕管道。飽和水蒸氣冷凝放熱值大，而水蒸氣壓越高，冷凝溫差越大，管程數(shù)相應(yīng)減少，但蒸汽壓力不易太高。2.3.2冷凝劑的選擇選用冷卻水，溫度20（吉林市的平均氣溫），溫升15。原因：冷卻水方便易得，清潔不易結(jié)垢，升溫線越高，用水量越少，但平均溫差小、傳熱面積大。綜合考慮選擇15。2.4熱量衡算：2.4.1由塔頂?shù)臏囟?，進(jìn)料口溫度，塔底溫度求定壓比熱容：計(jì)算公式： 式中：理想氣體定壓比熱容 單位kcal/(

20、mol.k) t溫度 單位k a，b，c，d為常數(shù)表26： 苯，甲苯定壓比熱容中a，b，c，d數(shù)值項(xiàng)目 abcd苯-8.1011.133×10-7.026×101.703×10甲苯-5.8171.224×10-6.605×101.173×10求得苯，甲苯在塔頂溫度，進(jìn)料口溫度，塔底溫度下的定壓比熱容如下表：表27 苯，甲苯在塔頂溫度，進(jìn)料口溫度，塔底溫度下的定壓比熱容苯比熱容23.9424.9125.88甲苯比熱容29.7430.8331.94查的溫度下：2.4.2 0時(shí)塔頂氣體上升的焓塔頂以0為基準(zhǔn)，2.4.3回流液的焓此為泡點(diǎn)回流

21、，根據(jù)內(nèi)插法求的回流液組成下的求得此溫度下的，由于回流液組成與塔頂組成相同2.4.4塔頂餾出液的焓因流出口與回流液組成一樣，所以2.4.5冷凝器消耗的焓2.4.6進(jìn)料口的焓2.4.7塔底殘液的焓2.4.8再沸器（全塔范圍的熱量衡算）塔釜熱損失為10%，則=0.9設(shè)再沸器損失能量加熱器實(shí)際熱負(fù)荷： 表28熱量衡算表項(xiàng)目進(jìn)料冷凝器塔頂餾出液塔底殘液再沸器比熱容kj/(kmol.k)118.65100.69132.85熱量kj/h896282.13311553.88260710.35471101.763503426.542.5精餾塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算2.5.1 密度 已知：混合液密度： 混

22、合氣密度： （a為質(zhì)量分?jǐn)?shù)，為平均相對(duì)分子質(zhì)量） 塔頂溫度： 氣相組成： ， 進(jìn)料溫度： 氣相組成：: ， 塔底溫度： 氣相組成： ， 精餾段 液相組成 : , 氣相組成 ： ， 所以：kg/kmol kg/kmol 提餾段液相組成 ： ， 氣相組成 ： ， 所以：kg/kmol kg/kmol 不同溫度下本和甲苯的密度溫度8090100110120苯（）815803.9792.5780.3768.9甲苯（）810800.2790.3780.3770.0求得在、下的苯和甲苯的密度 = ， ， kg/m3 ， kg/m3 ， kg/m3= , ， kg/m3 ， kg/m3 ， kg/m3 ，

23、， kg/m3 ， kg/m3 ， kg/m3所以: kg/m3 kg/m3 kg/kmol kg/kmol kg/kmol kg/kmol kg/kmol kg/kmol kg/kmol kg/kmol kg/kmol kg/kmol kg/m3 kg/m3 kg/m3 kg/m3 kg/m32.5.2 混合液體表面張力苯和甲苯表面張力數(shù)據(jù)表溫度020406080100120苯（）31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.49甲苯（）30.8928.5426.2223.9421.6919.4917.34 ， ， ， 同理可得： 精餾段液相平均表面張力： 提餾段液相平均

24、表面張力： 2.5.3平均粘度§2.6塔體工藝尺寸的計(jì)算2.6.1塔徑計(jì)算精餾段的氣液相體積流率為=0.878m/s=0.0021m/s由=c式中c有5-5計(jì)算，其中c由圖5-1查取，圖的橫坐標(biāo)為(=(=0.0411取板間距h=0.4m，板上液層高度為h=0.06m，則h- h=0.4-0.07=0.34m查圖5-1得c=0.072c= c(=0.072=0.0724=0.0724=1.242m/s取安全系數(shù)0.7，則空塔氣速為u=0.7=0.71.242=0.869m/sd=1.13m/s按表5-2標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為d=1.2m塔截面積為a=d=/4=1.13m實(shí)際空塔氣速為u=0.

25、777m/s提餾段的氣液相體積流率為=0.886m/s=0.00479m/s由=c式中c有5-5計(jì)算，其中c由圖5-1查取，圖的橫坐標(biāo)為=0.0898取板間距h=0.4m，板上液層高度為h=0.06m，則h- h=0.4-0.07=0.34m查圖5-1得c=0.072c= c(=0.072=0.0713=0.0713=1.182m/s取安全系數(shù)0.7，則空塔氣速為u=0.7=0.7=0.827m/s=1.168m按表5-2標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為=1.2m塔截面積為a=/4=1.13m實(shí)際空塔氣速為u=0.784m/s2.6.2精餾塔的有效高度的計(jì)算精餾段的有效高度 =(-1)h=(14-1)=5.2

26、m提餾段的有效高度=(-1) h=(13-1)=4.8m由塔板數(shù)，設(shè)計(jì)開(kāi)3,個(gè)人孔，每隔6塊板開(kāi)一個(gè)人孔，高度為0.8故精餾塔的有效高度為精提z=+3=12.4m§2.6塔板主要工藝尺寸的計(jì)算溢流裝置的計(jì)算因塔徑d=1.2m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤(pán)，各項(xiàng)計(jì)算如下：精餾段：(1)堰長(zhǎng)取(2)溢流堰高度-選平直堰，堰上液層高度可用費(fèi)蘭西斯(francis)公式計(jì)算=0.013me近似取1故-0.013=0.057m(3)弓形降液管寬度和截面積由查圖5-7得 故依式5-9驗(yàn)算液體在降液管中間停留的時(shí)間，即>5s故降液管設(shè)計(jì)合理(4)降液管底隙高度取-=0.032-0.

27、022=0.01m>0.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理提餾段：(1)堰長(zhǎng)取(2)溢流堰高度-選平直堰，堰上液層高度可用費(fèi)蘭西斯(francis)公式計(jì)算=0.02me近似取1故-0.02=0.05m(3)弓形降液管寬度和截面積由查圖5-7得 故依式5-9驗(yàn)算液體在降液管中間停留的時(shí)間，即>5s故降液管設(shè)計(jì)合理(4)降液管底隙高度取-=0.05-0.0396=0.0104m>0.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理選用凹形受液盤(pán)，深度2.7 塔板的布置2.7.1塔板分布：本塔設(shè)計(jì)塔徑d=1200mm>800mm。所以采用分塊式塔板，以便裝拆塔板，查表得，塔板數(shù)為3塊。邊緣區(qū)

28、寬度確定 取，2.7.2 開(kāi)孔區(qū)面積的計(jì)算 開(kāi)孔區(qū)面積 其中 1.5.2篩孔計(jì)算及其排列因苯-甲苯物系無(wú)腐蝕性，選用的碳鋼板，取篩孔直徑，篩孔按正三角形排列，取孔中心距篩孔數(shù)目n=個(gè)開(kāi)孔率 氣體通過(guò)閥孔的氣速為精餾段 提餾段 2.8篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算2.8.1塔板壓降 (1)干板阻力的計(jì)算 由 查圖得 精餾段 液柱提餾段 液柱(2)氣體通過(guò)液層的阻力由式計(jì)算： 精餾段 查得 液柱 提餾段 查得 液柱(3)液體表面張力的阻力計(jì)算液體表面張力阻力精餾段液柱提餾段液柱氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度精餾段 液柱提餾段液柱氣體通過(guò)每層塔板的壓降：精餾段 提餾段2.8.2液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，可忽

29、略其影響。2.8.3液沫夾帶液沫夾帶量 精餾段 提餾段 故液沫夾帶量在工程要求范圍內(nèi)。2.8.4漏夜 對(duì)篩板塔，漏夜點(diǎn)氣速 穩(wěn)定系數(shù) 精餾段 實(shí)際孔速 提餾段實(shí)際孔速 故設(shè)計(jì)無(wú)明顯漏夜。2.8.5液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應(yīng)滿足 苯甲苯物系屬一般物系，取，則精餾段： 板上未設(shè)進(jìn)口堰：液柱液柱提餾段： 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)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。2.9塔板負(fù)荷性能圖2.9.1 漏液線由得精餾段在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)ls值，依上式計(jì)算出值如下：ls,m3/s0.00500.00150.00300.0045vs,m3/s0.54

30、10.5040.5220.536提餾段 在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)ls值，依上式計(jì)算出值如下：ls,m3/s0.00500.00150.00300.0045vs,m3/s0.4930.4560.4770.488由上表數(shù)據(jù)可作出漏液線12.9.2 液沫夾帶線取霧沫夾帶極限值依式 式中 精餾段 整理得 在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)ls值，依上式計(jì)算出值如下：ls,m3/s0.00500.00150.00300.0045vs,m3/s1.5241.7321.633 1.549提餾段 在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)ls值，依上式計(jì)算出值如下：ls,m3/s0.00500.00150.00300.0045vs,m3/s1.65

31、81.8641.765 1.683由上表數(shù)據(jù)可作出液沫夾帶線22.9.3 液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度m作為最小液體符合標(biāo)準(zhǔn)。由 即為與氣相流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線32.9.4液相負(fù)荷上限線 取作為液體在降液管中的停留時(shí)間的下限，提鎦段則精餾段則為與氣相流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線42.9.5液泛線 令 由 式中 精餾段 得 故 在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)ls值，依上式計(jì)算出值如下：ls,m3/s0.00500.00150.00300.0045vs,m3/s2.4653.2222.9112.582提餾段 在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)ls值，依上式計(jì)算出值如下：ls,m3/s0.00500.0

32、0150.00300.0045vs,m3/s2.5423.1272.8762.627由上表數(shù)據(jù)可作出液泛線5塔板負(fù)荷性能圖精餾段01234500.0020.0040.0060.0080.010.012ls(m3/s)vs(m3/s)漏液線精餾段液沫夾帶線精餾段液相下限液相上限液泛線精餾段操作線方程塔板負(fù)荷性能圖提餾段01234500.0020.0040.0060.0080.010.012ls(m3/s）vs( m3/s)漏液線提餾段液沫夾帶線提餾段液相下線液相上限液泛線提餾段操作線方程提餾段操作彈性=3.73精餾段操作彈性=3.60精餾段的有效高度 =(-1)h=(14-1)=5.2m提餾段的

33、有效高度=(-1) h=(13-1)=4.8m由塔板數(shù)，設(shè)計(jì)開(kāi)3,個(gè)人孔，每隔6塊板開(kāi)一個(gè)人孔，高度為0.8故精餾塔的有效高度為精提z=+3=12.4m第三章 塔附件設(shè)計(jì)3.1接管管徑的計(jì)算和選擇3.1.1進(jìn)料管進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型由很多，由直管進(jìn)料管，彎管進(jìn)料管，t型進(jìn)料管，本次選用彎管進(jìn)料管，本次加料選用泵加料，所以泵輸送可取1.52.5m/s，本次設(shè)計(jì)取1.6m/s管徑計(jì)算如下： 圓整查標(biāo)準(zhǔn)系列選取57×3.53.1.2回流管冷凝器安裝在塔頂時(shí)，回流液在管道中的流速一般不會(huì)過(guò)高，否則冷凝器的高度也要相應(yīng)提高，對(duì)于重力回流，一般取速度取0.20.8m/s，本次設(shè)計(jì)才用的是重力回流，所

34、以取取0.8m/s圓整查標(biāo)準(zhǔn)系列選取40×3.53.1.3塔頂蒸氣管從塔頂至冷凝器的蒸氣導(dǎo)管，尺寸必須適合，以免產(chǎn)生過(guò)大壓降，特別在減壓過(guò)程中，過(guò)大壓力會(huì)影響塔的真空度。因?yàn)椴僮鲏毫槌?，所以蒸氣速度可?220m/s，本設(shè)計(jì)取=15m/s圓整=300mm查標(biāo)準(zhǔn)系列選取325×83.1.4塔底出料管塔底流出液的速度一般可取0.52.0 m/s，本設(shè)計(jì)取=2.0m/s圓整=32mm查標(biāo)準(zhǔn)系列選取38×3.53.2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，選用相應(yīng)法蘭。（1） 進(jìn)料管接管法蘭：40hg501058（2） 回流管接管法蘭：

35、80 hg501058（3） 塔頂蒸氣管接管法蘭： 100hg501058（4） 塔底出料管接管法蘭：50 hg5010583.3封頭封頭分為橢圓型封頭、碟形封頭等幾種，本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭。表45 封頭的尺寸公稱直徑曲面高度直邊高度內(nèi)表面積容積dn/mm/mm/mma/ v/ 1200300502.30050.42023.4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，所以他是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座的內(nèi)徑大于800mm，故裙座的壁厚取16mm?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)徑: =1032mm基礎(chǔ)環(huán)外徑：0.4）=1432mm圓整： 1200mm 1600

36、mm；裙座的高度取1.6m。3.5人孔人孔是在安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于進(jìn)入任何一層塔板，由于設(shè)置人孔處塔間距大，且人孔過(guò)多會(huì)使制造時(shí)塔體的彎曲難以達(dá)到要求，一般間隔68塊塔板才設(shè)一個(gè)人孔，本塔共有27塊塔板，需設(shè)置3個(gè)人孔，每個(gè)孔直徑為450mm，在設(shè)置人孔處，板間距為600mm，裙座上應(yīng)開(kāi)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，其邊緣需到棱磨合。第四章 塔總體高度的設(shè)計(jì)4.1塔的頂部空間高度塔的頂部空間是指塔頂?shù)谝粚铀P(pán)到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一層板的距離為600mm，塔頂部空間高度為1200mm。4.2塔的底部空間高度塔的底部空間高度是指塔

37、底到最末一層塔盤(pán)到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時(shí)間取5min。0.6=（5 0.0047960-0.142）/1.13+0.6=1.75m4.3塔立體高度第五章 塔附屬設(shè)備設(shè)計(jì)5.1冷凝器的選擇本設(shè)計(jì)冷凝器選用重力回流直立冷凝器。原因：對(duì)于蒸餾塔的冷凝器，一般選用管殼式冷凝器或空冷凝器，螺旋式換熱器，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)，其液膜減少，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費(fèi)用。本設(shè)計(jì)選用逆流式。有機(jī)物蒸氣冷凝器設(shè)計(jì)選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為5001500kcal/（.h. ）。本設(shè)計(jì)選用k=600 kcal/（.h. ）=600×4

38、.1868=2512.08 kj（.h. ）。冷凝器的計(jì)算與選型出料液溫度：80.681.1冷卻水溫度：2035逆流操作：， 傳熱面積：根據(jù)全塔熱量衡算，求得選用冷凝器的規(guī)格如下表6-1表6-1 冷凝器的規(guī)格公稱直徑/mm管程數(shù)管子數(shù)量管長(zhǎng)/mm換熱面積/公稱壓力mpa60022322000301.65.2再沸器的選擇選用120的飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取k=700 kcal/（.h. ）=700×4.1868=2926kj（.h. ）。料液溫度：108.81108.81水蒸氣溫度：120120逆流操作: 傳熱面積：根據(jù)全塔熱量衡算，求得選用冷凝器的規(guī)格如下表6-2表6-2 冷凝器的

39、規(guī)格公稱直徑/mm管程數(shù)管子數(shù)量管長(zhǎng)/mm換熱面積/公稱壓力mpa70023424500118.14.00致謝歷時(shí)一個(gè)月的課程設(shè)計(jì)終于落下了帷幕。經(jīng)過(guò)這段時(shí)間的查閱文獻(xiàn)、計(jì)算數(shù)據(jù)和上機(jī)調(diào)試以及手工繪圖等流程，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(guò)程已在前面的章節(jié)中給以體現(xiàn)。首先我要感謝我的指導(dǎo)教師曾慶榮老師，在您的幫助下使我對(duì)化工原理單元操作有了更深刻的認(rèn)識(shí)，通過(guò)這段時(shí)間的學(xué)習(xí)與計(jì)算，確立了一個(gè)關(guān)于化工生產(chǎn)的大體輪廓，而且通過(guò)自己動(dòng)手動(dòng)腦的設(shè)計(jì)過(guò)程對(duì)工程師工作也有了特殊的體驗(yàn)。這樣的課程設(shè)計(jì)對(duì)于我們來(lái)說(shuō)是一次嚴(yán)峻的考驗(yàn)，它不僅綜合檢驗(yàn)了一年多來(lái)學(xué)過(guò)的所有化原知識(shí)

40、，也培養(yǎng)了我們理論聯(lián)系實(shí)際的能力。幫助我們更加深入的理解了化工生產(chǎn)單元操作以及設(shè)計(jì)要求，使我們所學(xué)的知識(shí)不局限于書(shū)本，鍛煉了我們工程設(shè)計(jì)思維能力。通過(guò)對(duì)這次化工原理的課程設(shè)計(jì)使我增長(zhǎng)了許多實(shí)際的知識(shí)，也在大腦中確立了一個(gè)關(guān)于化工生產(chǎn)的一個(gè)輪廓。設(shè)計(jì)過(guò)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(guò)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(guò)程和理論的聯(lián)系和差別，這對(duì)將來(lái)的畢業(yè)設(shè)計(jì)及工作無(wú)疑將起到重要的作用。在此次化工原理設(shè)計(jì)過(guò)程中，我的收獲很大,感觸也很深，更覺(jué)得學(xué)好基礎(chǔ)知識(shí)的重要性。同時(shí)通

41、過(guò)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^(guò)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。 最后，我還要再一次感謝老師及幫助過(guò)我的同學(xué)，正是你們孜孜不倦的幫助使我成功的結(jié)束了本次工作任務(wù)。這一路走來(lái)，很累，但很有價(jià)值，正如我的生活斟語(yǔ)：痛并快樂(lè)著，我們還年輕，我們還需要拼搏，還需要努力?，F(xiàn)在的我百感交加，非常激動(dòng)。最后正式的說(shuō)一句：由于水平有限，懇請(qǐng)老師批評(píng)指正。感謝您的閱讀。主要符號(hào)說(shuō)明主要符號(hào)說(shuō)明符號(hào)意義si常數(shù)常數(shù)常數(shù)塔頂產(chǎn)品流率kmol/s總板效率液相組分中摩爾分率y氣相組分中摩爾分率相對(duì)揮發(fā)度粘度pasf原料進(jìn)量或流率kmol/se常數(shù)l下降液體

42、流率kmol/sn理論塔板數(shù)p系統(tǒng)的總壓paq進(jìn)料中液相所占分率r汽化潛熱kj/kmolt溫度kv上升蒸氣流率kmol/sw蒸餾釜的液體量kmolhc與干板壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨萴hd液體流出降液管的壓頭損失mhl板上液層高度mwc邊緣區(qū)高度mwd弓形降壓管寬度mws破沫區(qū)寬度mh高度mt液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間sl液體密度kg/m3v氣體密度kg/m3液體表面張力dyn/cmwd降液管寬度m密度kg/m3aa基板鼓泡區(qū)面積m2af總降壓管截面積m2at基截面積m2c氣相負(fù)荷參數(shù)c20液體表面張力為20dny.cm-1 時(shí)的氣相負(fù)荷參數(shù)cf泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)d0篩板直徑md塔徑mev霧沫夾帶量kg液/k

43、g氣f0篩孔動(dòng)能因數(shù)g重力加速度h0降液管底隙高度mhp與單板壓降相當(dāng)?shù)囊簩痈叨萴hw出口堰高mh與克服表面張力壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨萴hd降液管壓強(qiáng)降相當(dāng)液柱高度mht板間距mlw堰長(zhǎng)mlh塔內(nèi)液體流量m3/hls塔內(nèi)液體流量m3/sn一層塔板上的篩孔總數(shù)t孔心距mu空塔氣速m/su0氣速m/svh塔內(nèi)氣體流量m3/hvs塔內(nèi)氣體流量m3/s結(jié)果匯總1.篩板塔計(jì)算結(jié)果匯總項(xiàng) 目符 號(hào)單 位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段平均分子量kg/kmol80.6987.05kg/kmol82.31588.94各段平均溫度87.51101.62平均密度2.7292.829805.59780.03各段平均表面張力20.

44、5919.09各段平均粘度0.28950.262平均流量m3/s0.8780.886m3/s0.00210.00479實(shí)際塔板數(shù)塊1413板間距m0.400.40塔有效高度m5.204.80塔徑m1.21.2空塔氣速m/s0.7770.784板上清夜層高度m0.060.06塔板液流形式單流型單流型溢流管形式弓形弓形堰長(zhǎng)m0.7920.792溢流堰高度m0.0470.038降液管寬度m0.14880.1488降液管截面積0.08160.0816降液管底隙高度m0.0130.030液體在降液管中停留的時(shí)間s15.546.81篩孔直徑mm55孔中心距mm1515篩孔數(shù)目個(gè)39733973開(kāi)孔率10.

45、1%10.1%開(kāi)孔區(qū)面積m20.7740.774篩孔流速m/s11.2311.33干板阻力m液柱0.03660.0398氣體經(jīng)液層的阻力m液柱0.03660.0311液體表面阻力m液柱0.00210.0020液柱高度m液柱0.07530.0784每層塔板壓降kpa0.5950.600霧沫夾帶kg液/kg 氣0.0130.015負(fù)荷上限液泛控制液泛控制負(fù)荷下限漏液控制漏液控制液相最小負(fù)荷m3/s0.0006760.000676穩(wěn)定系數(shù)2.12.1參考文獻(xiàn)1.陳敏恒，叢德滋，方圖南，齊鳴齋主編.化工原理（上冊(cè)）.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2006.2.陳敏恒，叢德滋，方圖南，齊鳴齋主編.化工原理（下冊(cè)

46、）.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2006.3.鐘理，伍欽，曾朝霞主編.化工原理（下冊(cè)）.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2008.4. 張受謙.化工手冊(cè)(上卷).濟(jì)南:山東科學(xué)技術(shù)出版社,1986.5. 張受謙.化工手冊(cè)(下卷).濟(jì)南:山東科學(xué)技術(shù)出版社,1984.6. 大連理工大學(xué)化工原理教研室編 化工原理 大連理工大學(xué)出版社 1992 化工原理教研室。7. 賀匡國(guó).化工容器及設(shè)備簡(jiǎn)明設(shè)計(jì)手冊(cè).北京：化學(xué)工業(yè)出版社,2002 8.化學(xué)工程手冊(cè)編輯委員會(huì).化學(xué)工程手冊(cè).北京；化學(xué)工業(yè)出版社，1991.9.大連理工大學(xué)化工機(jī)械系?；ぴO(shè)備設(shè)計(jì).換熱器設(shè)計(jì).10. 天津大學(xué)化工原理教研室，化工原理課程設(shè)計(jì)，天津：天津大學(xué)出版社，1995。11. 盧煥章，石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè)，北京：化學(xué)工業(yè)出版社，1982。12. 化工原理課程設(shè)計(jì)指導(dǎo)書(shū)，第1章，板式精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算。 吉林：化工學(xué)院出版社，2002年。13. 賈紹義，柴誠(chéng)敬.化工