廣西科技大學(xué)化工原理課程設(shè)計(jì)

1、 廣西科技大學(xué)化工原理課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)課題名稱(chēng)：蒎烯 雙戊烯連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì) 指導(dǎo)教師： 羅建平 班 級(jí)： 卓化121 姓 名： 學(xué) 號(hào)： 成績(jī)?cè)u(píng)定： 指導(dǎo)教師： （簽字） 2014 年 12 月 30 日化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)（精餾塔設(shè)計(jì)） 一、 設(shè)計(jì)題目：蒎烯 雙戊烯連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì) 二、 設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件： 1進(jìn)精餾塔的料液含 蒎烯85%（質(zhì)量）； 2產(chǎn)品 蒎烯含量98%（質(zhì)量）； 3殘液中 蒎烯含量2%（質(zhì)量）； 4每小時(shí)進(jìn)料量1160Kg ； 5操作條件： （1）塔頂操作壓力7 0 0 mmHg真空度； （2）進(jìn)料熱狀況（自選）； （3）回流比：取2 .5 Rmin ； （4）加熱用低壓

2、蒸氣； （5）全塔效率60% ; （6）單板壓力降 3 mmHg 三、 設(shè)備形式：浮閥塔或篩板塔 四、 廠址：廣西玉林地區(qū) 五、 設(shè)計(jì)內(nèi)容： 1設(shè)計(jì)方案的確定及流程說(shuō)明； 2塔的工藝計(jì)算： （1）物料衡算； （2）計(jì)算塔頂 、塔底及加料板溫度； （3）計(jì)算平衡數(shù)據(jù)； （4）計(jì)算塔板數(shù)： 作X-Y圖； 求最小回流比及適宜回流比； 求理論塔板數(shù)； 實(shí)際塔板數(shù)。 3塔和塔板的主要工藝尺寸計(jì)算 ：（1） 塔和塔板主要尺寸的確定 ：塔徑；溢流裝置（溢流堰長(zhǎng) 、出口堰高 、降液管的寬度及面積 、降液管下端與塔板間距離）；塔板設(shè)計(jì)（塔板布置：包括開(kāi)孔區(qū) 、溢 流區(qū) 、安定區(qū) 、無(wú)效區(qū)；浮閥數(shù)：包括孔徑 、塔

3、板厚度 、開(kāi)孔面積 、開(kāi)孔率 、浮閥數(shù) 、浮閥的選型；排列方式及孔心距）。 （2） 塔板的液體力學(xué)驗(yàn)算：塔板壓力降；霧沫夾帶；漏液點(diǎn)氣速；液泛（即淹 塔）。 （3） 塔板負(fù)荷性能圖。 4設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表 5板式塔的結(jié)構(gòu)： （1） 塔體結(jié)構(gòu)：塔頂空間；塔底空間；人孔；視鏡；支座；塔高；封頭及容器 法蘭。 （2） 塔板結(jié)構(gòu)及安裝方式。 6附屬設(shè)備的計(jì)算及選型 （1） 再沸器（即蒸餾釜）； （2） 塔頂回流冷凝器； （3） 料液預(yù)熱器； （4） 塔頂 、塔底產(chǎn)品冷凝器； （5） 主要接管尺寸及法蘭：包括塔頂蒸氣出口 管、回流液管 、料液排出管、加料管、飽和水蒸氣管的管徑 及各接管的法蘭。 （6） 蒸氣

4、噴出器。 7繪圖： 生產(chǎn)工藝流程圖（3圖）；精餾塔的工藝圖 、塔板構(gòu)造圖（3圖）。 8對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述和有關(guān)問(wèn)題的分析 討論。 六、 設(shè)計(jì)基礎(chǔ)數(shù)據(jù)： 1 蒸氣壓力（mmHg）與溫度（K）的關(guān)系： 蒎烯 lg P =7.810 - ( 2111 / T ) ； 雙戊烯 l g P =7.984 -（2 2 8 9 / T ） 2 表面張力： 蒎烯 a = 28.2 0.0 9 2 2 t(達(dá)因 /厘米) ; 料液 a = 28.4 - 0.0922t(達(dá)因/厘米) 3 密度：( Kg/m3 ) 蒎烯 = 874.0 0.8124t ; 料液 = 875.6 0.8035t 4 比熱與汽化潛熱； -

5、 蒎烯蒸汽比熱 Ca = 0.2933 + 0.00041t ( Kcal /Kg ) -蒎烯液體比熱 Ca = 0.4117+ 0.000696t（Kcal /Kg ） 料液比熱 C優(yōu) = 0.362 +0.000166t ( Kcal /Kg ) 雙戊烯比熱 C雙 =0.433（Kcal / Kg ） - 蒎烯汽化潛熱 r = 74 (Kcal / Kg ) 5 粘度 （CP ） 溫度 76.782.287.893.398.9104.4-蒎烯 0.7670.7180.6140.6340.5980.565雙戊烯 0.5680.5330.5010.4720.4460.422七、 參考資料1 譚

6、天恩等 化工原理 2 天津大學(xué)化工原理教研室 化工原理 3 大連工學(xué)院化工原理教研室 化工原理 4 化工設(shè)備設(shè)計(jì)手冊(cè)全書(shū) 編輯委員會(huì) 塔設(shè)備設(shè)計(jì) 換熱器設(shè)計(jì) 5 化學(xué)工程手冊(cè) 編委會(huì) 傳熱設(shè)備及工業(yè)生產(chǎn) （8篇） 氣液傳質(zhì)設(shè)備 （13）6 王靜康 黃璐 化工設(shè)計(jì) 7 潘國(guó)昌 郭慶豐 化工設(shè)備設(shè)計(jì) 8 上?；瘜W(xué)工業(yè)設(shè)計(jì)院醫(yī)藥工業(yè)設(shè)計(jì)組 化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè) 9 北京化工研究所 浮閥塔 10化工容器及設(shè)備簡(jiǎn)明設(shè)計(jì)手冊(cè) 目錄1. 流程和工藝條件的確定和說(shuō)明12.工藝流程圖及說(shuō)明33精餾塔的工藝計(jì)算43.1精餾塔的物料衡算43.2塔板數(shù)的確定43.2.1 理論板層數(shù)的求算理論板層數(shù)的求算43.2.2實(shí)際塔

7、板數(shù)計(jì)算73.3塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算73.3.1混合液的平均分子量計(jì)算73.3.2壓強(qiáng)和溫度的計(jì)算83.3.3平均密度計(jì)算83.3.4液體的平均張力計(jì)算93.3.5液體平均粘度的計(jì)算93.3.6汽液負(fù)荷計(jì)算103.4塔體工藝尺寸計(jì)算113.4.1塔徑的計(jì)算113.4.2溢流裝置的計(jì)算123.5塔板的布置133.5.1 邊緣區(qū)寬度和安定區(qū)的確定133.5.2開(kāi)孔區(qū)面積的計(jì)算133.5.3開(kāi)孔數(shù)n和開(kāi)孔率的計(jì)算143.5.4氣體通過(guò)篩板的孔流速度的計(jì)算143.6塔板的流體力學(xué)的計(jì)算143.6.1塔板壓降的計(jì)算143.6.2液面落差153.6.3液沫夾帶的驗(yàn)算153.6.4漏液的驗(yàn)算163.6

8、.5液泛的驗(yàn)算163.7塔板負(fù)荷性能圖173.7.1霧沫夾帶線173.7.2液泛線183.7.3液相負(fù)荷上限線193.7.4漏液線（氣相負(fù)荷下限線）193.7.5液相負(fù)荷下限線203.7.6精餾塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表214.塔的總高度234.1.1塔頂部空間高度HD234.1.2進(jìn)料板高度HF244.1.3設(shè)置有人孔的塔板間距Hp244.1.4封頭高度H1244.1.5裙座高度H2244.1.6塔底空間高度HB244.1.7總高度H244.2附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)254.2.1冷凝器的選擇254.2.2再沸器的選擇264.2.3預(yù)熱器的選擇264.3接管的計(jì)算274.3.1進(jìn)料管274.3.2塔釜出料

9、管284.3.3塔頂蒸汽出料管284.3.4塔釜進(jìn)氣管284.3.5法蘭28主要符號(hào)名稱(chēng)29希臘字母29課程設(shè)計(jì)的心得體會(huì)30主要參考文獻(xiàn)30 1. 流程和工藝條件的確定和說(shuō)明 精餾操作對(duì)塔設(shè)備的要求： 精餾所進(jìn)行的是氣(汽)、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣(汽)、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣(汽)、液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設(shè)備還得具備下列各種基本要求： () 氣(汽)、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時(shí)，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。 () 操作穩(wěn)定，彈性大，即當(dāng)塔設(shè)備的氣(汽)、液負(fù)荷有較大范圍的變動(dòng)時(shí)，仍能在較高

10、的傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定的操作并應(yīng)保證長(zhǎng)期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。 () 流體流動(dòng)的阻力小，即流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓力降小，這將大大節(jié)省動(dòng)力消耗，從而降低操作費(fèi)用。對(duì)于減壓精餾操作，過(guò)大的壓力降還將使整個(gè)系統(tǒng)無(wú)法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。 () 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，材料耗用量小，制造和安裝容易。 () 耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。 () 塔內(nèi)的滯留量要小。實(shí)際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨(dú)特的優(yōu)點(diǎn)，設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求，抓住主要矛盾，進(jìn)行選型。板式塔類(lèi)型 氣液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類(lèi)。精餾操作既可采用

11、板式塔，也可采用填料塔，這里只介紹板式塔。 板式塔為逐級(jí)接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，其種類(lèi)繁多，根據(jù)塔板上氣液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動(dòng)舌形塔和浮動(dòng)噴射塔等多種。 板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔(1813年)、篩板塔(1832年)，其后，特別是在本世紀(jì)五十年代以后，隨著石油、化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動(dòng)噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國(guó)內(nèi)外實(shí)際使用情況看，主要的塔板類(lèi)型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛，因此，這里只討論浮閥塔與篩板塔的設(shè)計(jì)。 篩板塔篩板塔也是傳質(zhì)

12、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)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。浮閥塔 浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來(lái)的，它主要的改進(jìn)是取消了升氣管和泡罩，在塔板開(kāi)孔上設(shè)有浮動(dòng)的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進(jìn)使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能

13、力以及設(shè)備造價(jià)等方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收以及脫吸等傳質(zhì)過(guò)程中。塔徑從200mm到6400mm，使用效果均較好。國(guó)外浮閥塔徑，大者可達(dá)10m，塔高可達(dá)80m，板數(shù)有的多達(dá)數(shù)百塊。 浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用，是因?yàn)樗哂邢铝刑攸c(diǎn)： () 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加2040，而接近于篩板塔。 () 操作彈性大，一般約為59，比篩板、泡罩、舌形塔板的操作彈性要大得多。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 壓強(qiáng)小，在常壓塔中每塊板的壓強(qiáng)降一般為400660N/m2。 () 液面梯度小。 () 使用周期長(zhǎng)。粘度稍大以及有

14、一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。 () 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，安裝容易，制造費(fèi)為泡罩塔板的6080,為篩板塔的120 130。由于產(chǎn)品粘度較大，流量較小，為減少造價(jià)，降低生產(chǎn)過(guò)程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率，選用浮閥塔。設(shè)計(jì)方案的確定：1.操作壓力：精餾操作可在常壓，加壓或減壓下進(jìn)行，操作壓力的大小應(yīng)該根據(jù)經(jīng)濟(jì)上的合理性和物料的性質(zhì)來(lái)決定。本次設(shè)計(jì)蒎烯 雙戊烯為特殊物料，在常壓下為液態(tài)混合物，而且沸點(diǎn)較高，因此，采用減壓操作。 2.進(jìn)料狀況：進(jìn)料可以是：過(guò)冷液體，飽和液體，氣液混合物，飽和蒸氣或過(guò)熱蒸氣。從設(shè)計(jì)的角度來(lái)看，如果來(lái)的原料為過(guò)冷液體，則考慮加設(shè)原料預(yù)熱器，將料液預(yù)熱到泡點(diǎn)，以飽和液

15、體狀態(tài)進(jìn)料，這時(shí)，精餾段和提餾段的氣相流率相近，兩段的塔徑可以相同，便于設(shè)計(jì)和操作，操作上比較容易控制。故本次設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料，即q=1。3. 加熱方式：本次設(shè)計(jì)采用低壓飽和水蒸氣間接加熱方式。塔頂?shù)睦鋮s凝水通常用水冷卻，應(yīng)盡量使用循環(huán)水，以逆流方式進(jìn)行。本設(shè)計(jì)采用F1型浮閥塔分離蒎烯 雙戊烯連系物質(zhì)，及其輔助設(shè)備的選型。2.工藝流程圖及說(shuō)明工藝流程圖：流程圖說(shuō)明       首先，蒎烯和雙戊烯的原料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時(shí)間之后，通過(guò)泵進(jìn)入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點(diǎn)溫度，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。因?yàn)楸患訜岬脚蔹c(diǎn)，混合物中既有氣

16、相混合物，又有液相混合物，這時(shí)候原料混合物就分開(kāi)了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點(diǎn)，其中的液態(tài)部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時(shí)間然后進(jìn)入蒎烯的儲(chǔ)罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個(gè)過(guò)程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進(jìn)入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點(diǎn)溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說(shuō)的過(guò)程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成蒎烯和雙戊烯的分離。3精餾塔的工藝計(jì)算3.1精餾塔的物料衡算原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率物 質(zhì)分子式相對(duì)分子量沸 點(diǎn)

17、/-蒎烯C10H16136.24156雙戊烯C10H16136.24174.6料液及塔頂、塔底產(chǎn)品摩爾分?jǐn)?shù)xF=0.85xD=0.98xW=0.022、物料衡算: 原料處理量F=(500+10×66) kg/h=1160kg/h =1160/136.24 kmol/h=8.514 kmol/h總物料衡算: F = D + W -蒎烯物料衡算 : 代入數(shù)據(jù)，聯(lián)立方程得 D=7.361 kmol/h W=1.153 kmol/h3.2塔板數(shù)的確定3.2.1 理論板層數(shù)的求算理論板層數(shù)的求算 蒎烯： lg Pa=7.810 - ( 2111 / T ) ； 雙戊烯 lg Pb=7.984

18、-（2 2 8 9 / T ） 由以上公式得出各溫度下-蒎烯和雙戊烯純組分的飽和蒸汽壓 （表一）各溫度下-蒎烯和雙戊烯純組分的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)列表: 單位：mmHg溫度76.782.287.893.395.7Pa607491.5112122.1Pb27.634.943.954.660由泡點(diǎn)方程： 和露點(diǎn)方程：; 相對(duì)揮發(fā)度=P0a/P0b得出汽、液兩相的平衡組成和相對(duì)揮發(fā)度表二 -蒎烯-雙戊烯物系在總壓700mmHg下的關(guān)系溫度76.782.287.893.395.72.122.082.05X10.640.340.090Y10.790.520.170（1）、根據(jù)蒎烯 雙戊烯純組分的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)

19、作Y-X圖：(2) 、求最小回流比及操作回流比本設(shè)計(jì)取泡點(diǎn)進(jìn)料，故q=1。則xF=xe。在Y-X圖上對(duì)角線上點(diǎn)e（0.850，0.850）作垂線，即為進(jìn)料線q線，該線與平衡線的交點(diǎn)q（0.850, 0.945）即為最小回流比時(shí)操作線與平衡線的交點(diǎn)。根據(jù)最小回流比計(jì)算：取操作回流比為R=2.5RminR=2.5Rmin=2.5×0.368=0.920(3) 、理論塔板數(shù)的確定取的平均值：= 平衡曲線為：即：精餾段操作線方程： 即：提餾段操作線方程： 即：逐級(jí)計(jì)算塔板：精餾段操作線方程與提餾段操作線方程的交點(diǎn)為（0.848 ， 0.916） XW = 0.02精餾段： 提餾段： 所以，理

20、論板數(shù)為NT=21-1=20層（不包括再沸器），進(jìn)料位置為第9層板。(4) 精餾塔汽，液相負(fù)荷計(jì)算精餾段液相質(zhì)量流量：L=RD=0.92×4.254=3.914kmol/h精餾段氣相質(zhì)量流量：V=(R+1) ×D=（0.92+1）×4.254=8.168 kmol/h提餾段液相質(zhì)量流量：L=L+q×F=3.914+1×4.92=8.834kmol/h提餾段氣相質(zhì)量流量：V=V-(1-q) ×F=8.168-（1-1）×4.92=8.168kmol/h3.2.2實(shí)際塔板數(shù)計(jì)算由全塔效率ET=0.6 由ET=NT/NP可得實(shí)際總

21、塔板數(shù)NP=(21-1)/0.6=34塊精餾段實(shí)際塔板數(shù)=8/0.6=14提餾段實(shí)際塔板數(shù)=12/0.6=203.3塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算3.3.1混合液的平均分子量計(jì)算原料液的平均摩爾質(zhì)量：MF =0.85×136.24+(1-0.85)×136.24=136.24kg/kmol塔頂產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量：MD =0.98×136.24+(1-0.98)×136.24=136.24kg/kmol塔液產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量：MW =0.02×136.24+(1-0.02)×136.24=136.24kg/kmol3.3.2壓強(qiáng)和溫度的計(jì)算

22、(1) 塔頂壓強(qiáng)PD=101.3kPa700mmHg=101.3kPa13.6×9.8×0.7=8.0kPa 由單板壓力降 3 mmHg，取求得每層塔板壓降為13.6×9.8×0.003=0.4 kPa進(jìn)料板壓強(qiáng)為：PF=8.0+14×0.4=13.6kPa精餾段平均操作壓強(qiáng)：Pm=(8.0+13.6)/2=10.8kPa提餾段壓強(qiáng):Pw=13.6+20×0.4=21.6kPa提餾段平均操作壓強(qiáng)Pm=（21.6+13.6）/2=17.6kPa(2)溫度進(jìn)料溫度： 解的=78.3塔頂溫度：氣相溫度 解得=73.03液相溫度 解得=77.

23、0塔釜溫度：氣相溫度 解得=95.1液相溫度 解得=95.2則，精餾段平均溫度t精=（+）/2=（78.3+77.0）/2=77.7提餾段平均溫度t提=（+）/2=(78.3+95.2)/2=86.83.3.3平均密度計(jì)算(1) 精餾段和提餾段平均氣體密度：由理想氣體狀態(tài)方程=PM/RT 精餾段  =（10.8×136.24）/8.314×（273.15+77.7）=0.504kg/m3提餾段 =（17.6×136.24）/8.314×（273.15+86.8）=0.801kg/m3(2) 精餾段和提餾段液體的平均密度： 解得=810.9kg/

24、m3 解得=810.7kg/m3 解得=805.9kg/m3精餾段液體的平均密度：=（+）/2=（810.9+810.7）/2=810.8kg/m3提餾段液體的平均密度: =（+）/2=（805.9+810.7）/2=808.3 kg/3.3.4液體的平均張力計(jì)算由液體表面平均張力計(jì)算公式=Xma+(1-Xm)b 蒎烯 a = 28.2 0.0 9 2 2 t（達(dá)因 /厘米）： 料液 a = 28.4 - 0.0922t（達(dá)因/厘米） tD=77.0 a=21.1 mN/m b= 21.3mN/mD=0.98×21.1+（1-0.98）×21.3= 21.1mN/mtF=7

25、8.3 a=21.0 mN/m b=21.2mN/mF=0.85×21.0+（1-0.85）×21.2=21.0 mN/mtW=95.2 a= 19.4mN/m b=19.6 mN/mW=0.02×19.4+(1-0.02) ×19.6=19.6mN/m精餾段平均表面張力：=(21.1+21.0)/2=21.1mN/m提餾段平均表面張力：=(21.0+19.6)/2=20.3 mN/m3.3.5液體平均粘度的計(jì)算由已知數(shù)據(jù)內(nèi)插得：tD=77.0 a =0.764 mPa·s b =0.566 mPa·s塔頂液相平均粘度：tF=78.3

26、 a =0.753mPa·s b =0.558 mPa·s進(jìn)料板液相平均粘度：tW=95.2 a =0.622 mPa·s b =0.463 mPa·s塔底液相平均粘度：精餾段平均粘度=(0.760+0.724)/2=0.742mPa·s提餾段平均粘度=(0.724+0.466)/2=0.595 mPa·s3.3.6汽液負(fù)荷計(jì)算精餾段：氣相摩爾流率V=（R+1）D=(0.92+1) ×7.361=14.133kmol/h氣相體積流量液相回流摩爾流率L=RD=0.92×7.361=6.772kmol/h液相體積流量提

27、餾段：V=V-(1-q) ×F=V=14.133kmol/hL=L+q×F=6.772+1×8.514=15.286kmol/h3.4塔體工藝尺寸計(jì)算3.4.1塔徑的計(jì)算精餾段(1)氣相負(fù)荷因子CFlv=Ls/Vs×(l/v) 0.5=0.00031/1.061×（810.8/0.504）0.5=0.0117若取HT=0.35m  HL=0.03m (HL為板上層液體高度) HT-HL=0.32m查Smith關(guān)聯(lián)圖得C20=0.062則C=(/20) 0.2×C20=(21.1/20) 0.2 ×0.062=0.0

28、627(2)最大氣體流速 Umax=C(l-v)/v0.5=0.0627×(810.8-0.504)/0.5040.5=2.51m/s取安全系數(shù)為0.7(一般為0.60.8) 則空塔氣速為 un =0.7×2.51=1.757m/s初估塔徑： 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后得：D=1.0mAT=0.785×D2=0.785×1.02=0.785m2實(shí)際空塔氣速為u= Vs / AT=1.061/0.785=1.352m/s實(shí)際泛點(diǎn)百分率： u/un=1.352/1.757×100%=77.0%提餾段：(1) 氣相負(fù)荷因子C(2)若取HT=

29、0.35m    HL=0.03m(HL為板上層液體高度，一般為0.0250.03)HT-HL=0.32m查得： C20=0.062液氣氣相負(fù)荷因子：C=(/20) 0.20×C20=(21.0/20) 0.2 ×0.062=0.06(2)最大氣體流速： Uman= C(l-v)/v0.5=0.06×(810.8-0.504)/0.5040.5=2.41m/s空速： un=0.7uman=0.7×2.41=1.687m/s初估塔徑：圓整為 D=0.8mAT=0.785×D2=0.785×0.82=0.502m2實(shí)際

30、空塔氣速為：u = / AT=0.668/0.502=1.331m/s實(shí)際泛點(diǎn)百分率： u/un=1.331/1.687×100%=78.9%3.4.2溢流裝置的計(jì)算（1）精餾段：堰長(zhǎng)取Lw=0.7D=0.7×1.0=0.7m清液層高度：hl=0.03m 一般取E=1 便可滿足工藝誤差要求，則取E=1堰上清液高： how=(2.84/1000)E(Ls/Lw)2/3=(2.84/1000)×1×(0.00031×3600÷0.7)2/3=0.00388m堰高 hw= hl-how=0.03-0.00388=0.0261m弓形降液管寬度

31、Wd和截面積Af由lw/D= 0.7查弓形液降管的參數(shù)圖，得Af/AT =0.085 Wd/D=0.165故 Af =0.085×AT=0.085×0.785=0.0667m2Wd=0.165×D=0.165×1.0=0.165m=3600AfHT/Lh=3600×0.0667×0.35÷（0.00031×3600）=75.3s>5s(液體在降液管中的停留時(shí)間一般不小于3s-5s)故降液管設(shè)計(jì)合理降液管底隙高h(yuǎn)0hw-h0=0.0261-0.0055=0.0206>0.006m(設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)使堰層高度hw大

32、于6mm)降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理（2）提餾段：堰長(zhǎng)取Lw=0.7D=0.7×0.8=0.56清液層高度： hl=0.03m 一般取E=1 便可滿足工藝誤差要求，則取E=1堰上清液高： how=(2.84/1000)E(/Lw)2/3=(2.84/1000)×1×(0.00072×3600÷0.56)2/3=0.00789m堰高 hw= hl-how=0.03-0.00789 =0.02211m弓形降液管寬度Wd和截面積Af由lw/D= 0.7查弓形液降管的參數(shù)圖，得Af/AT =0.085 Wd/D=0.165故 Af =0.085&

33、#215;AT=0.085×0.502=0.043 m2Wd=0.165×D =0.165×0.8=0.132m=3600AfHT/Lh=3600×0.043×0.35÷(0.00072×3600)=20.9s>5s故降液管設(shè)計(jì)合理降液管底隙高h(yuǎn)0hw-h0=0.02211-0.016=0.00611m>0.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理因塔徑為1.0m和0.8m,故可以選用平形受液3.5塔板的布置3.5.1 邊緣區(qū)寬度和安定區(qū)的確定邊緣區(qū)寬度Wc：一般為5075mm,D>2m時(shí)可達(dá)100mm安定區(qū)寬度W

34、s：規(guī)定D<1.5m時(shí)Ws=75mm，D>1.5m時(shí)Ws=100mm所以本設(shè)計(jì)Wc=50mm，Ws=60mm 3.5.2開(kāi)孔區(qū)面積的計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積Aa按下式計(jì)算精餾段：其中故提餾段： 其中 故3.5.3開(kāi)孔數(shù)n和開(kāi)孔率的計(jì)算取篩孔的孔徑d0=5mm，正三角形排列，篩板采用碳鋼，其厚度=3mm，且t/ d0=3.0，故孔心距t=3×5=15mm精餾段： 提餾段：開(kāi)孔率精餾段開(kāi)孔面積提餾段開(kāi)孔面積3.5.4氣體通過(guò)篩板的孔流速度的計(jì)算 精餾段：提餾段：塔有效高度精餾段：提餾段：故精餾塔的有效高度為:Z=Z1+Z2=4.55+6.65=11.2m3.6塔板的流體力學(xué)的

35、計(jì)算3.6.1塔板壓降的計(jì)算(1)干板阻力hc計(jì)算hc=0.051(VmUo2)/(LmC02)查表得: C0=0.80故 精餾段 hc=0.051×(0.504×22.72)/(810.8×0.802)=0.0255m液柱提餾段 hc=0.051×(0.801×24.22)/(808.3×0.802)=0.030m液柱(2)氣體通過(guò)液層的阻力h1計(jì)算氣體通過(guò)液層的阻力h1由下式計(jì)算,即取充氣系數(shù)0.5精餾段：m提餾段：m(3)液體表面張力的阻力計(jì)算精餾段：液體表面張力所產(chǎn)生的阻力.由下式計(jì)算,即氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度hp可按下式

36、計(jì)算, 即0.0255+0.015+0.002=0.0425 m液柱氣體通過(guò)每層塔板的壓降為0.0425×810.8×9.81=338.04Pa<0.4kPa(設(shè)計(jì)允許值)提餾段：氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度hp可按下式計(jì)算, 即0.030+0.015+0.002=0.047m液柱氣體通過(guò)每層塔板的壓降為<0.4kPa(設(shè)計(jì)允許值)3.6.2液面落差對(duì)于板塔液面落差很小，塔徑和液流量不大，故可忽略3.6.3液沫夾帶的驗(yàn)算精餾段：提餾段：由計(jì)算精餾段：<0.1kg液/kg汽故本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)提餾段：<0.1kg液/kg汽故本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量

37、在允許范圍內(nèi)3.6.4漏液的驗(yàn)算漏液點(diǎn)的氣速精餾段：穩(wěn)定性系數(shù)K=/=22.7/12.23=1.87>1.5(不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量液漏)提餾段：穩(wěn)定系數(shù)K=/=24.2/9.68=2.5>1.5（不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量液漏）3.6.5液泛的驗(yàn)算 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度H應(yīng)服從下式的關(guān)系，即H故物-蒎烯-雙戊烯系屬一般物系，取=0.4，則精餾段：提餾段：而 H=h板上不設(shè)進(jìn)口堰，h可以由下式計(jì)算，即h精餾段：提餾段：板上液層高度=0.03m精餾段： H=0.0425+0.03+0.00099=0.0735 m液柱提餾段： H=0.047+0.03+0.00098=0.078 m

38、液柱H故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象3.7塔板負(fù)荷性能圖3.7.1霧沫夾帶線精餾段： (1)將已知數(shù)據(jù)代入（1）式整理得： 同理得提餾段：在操作范圍內(nèi)，取幾個(gè)值，求得的值列于附表如下精餾段Ls m3/s0.00020.00080.00120.002Vs m3/s1.2681.2181.1921.148提餾段Ls m3/s0.00020.00080.00120.002Vsm3/s0.8250.7880.7690.7373.7.2液泛線 精餾段：.整理得： 提餾段：整理得：在操作范圍內(nèi)，取幾個(gè)值，求得的值列于附表如下精餾段Ls m3/s0.00020.00080.00120.002Vs m3/s2.

39、4952.3812.2721.940提餾段Ls m3/s0.00020.00080.00120.002Vsm3/s1.1841.1471.1241.0733.7.3液相負(fù)荷上限線精餾段：提餾段：3.7.4漏液線（氣相負(fù)荷下限線）精餾段：漏液點(diǎn)氣速 整理得：提餾段：整理得：在操作范圍內(nèi)，取幾個(gè)值，求得的值列于附表如下精餾段Ls m3/s0.00020.00080.00120.002Vs m3/s0.6040.6240.6340.651提餾段Ls m3/s0.00020.00080.00120.002Vs m3/s0.2570.2690.2740.2843.7.5液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液

40、層高度 =0.006m作為最小液體符合標(biāo)準(zhǔn)。根據(jù) 試計(jì)算求 的下限值：0.006=0.00284E(3600Ls,nin，/lw) 2/3精餾段：0.006=0.00284×1×3600Ls,nim /0.72/3即，Ls,nim=0.00060m/s提餾段：0.006=0.00284×1×3600Ls,nim /0.562/3即，Ls,nim=0.00048m/s操作彈性=K=Vs,man/ Vs,min精餾段：所以Vs，max=2.212m/s精餾段：所以Vs,min=0.694m/sK=2.212/0.694=3.19提餾段：所以Vs，max=0.

41、994m/s提餾段：所以Vs,min=0.295m/sK=0.994/0.295=3.3693.7.6精餾塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表項(xiàng)目符號(hào)單位 計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各 段 平 均 壓 強(qiáng)PKPa1014各 段 平 均 溫 度t73.582.6平均流量氣相Vsm/s0.8180.6液相Lsm/s0.000230.00051實(shí)際塔板數(shù)Ne塊1020板間距 Hm0.350.35塔的有效高度Zm3.156.65塔 徑 Dm0.80.7空塔氣速m/s1.9111.736塔 板 溢 流 型 式平行平行溢流裝置溢流管型式弓形弓形堰 高m0.002630.002315堰 長(zhǎng)m0.560.49溢流堰寬度m0.13

42、20.116管底與受液盤(pán)距離m0.00510.013板上 清 液 層 高 度m0.060.06孔徑dom0.0050.005孔 心 距tm0.0150.015孔 數(shù) n個(gè)14931076開(kāi) 孔 面 積A00.02930.0211開(kāi) 孔 率10.110.1篩 孔 氣 速m/s27.928.4塔 板 壓 降Pa343393降 液 管 面 積0.04250.033液體在降液管停留時(shí)間s35.7 47.2降液管內(nèi)清液層高度m0.05820.0750霧 沫 夾 帶kg液/ kg汽0.0900.096負(fù) 荷 上 限0.00298 0.00231負(fù) 荷 下 限Ls,min0.000260.00022氣 相

43、最 大 負(fù) 荷Vs，maxm1.4231.006氣 相 最 小 負(fù) 荷VS,minm0.3720.223操 作 彈 性K3.8494.5114.塔的總高度4.1.1塔頂部空間高度HD塔頂部空間高度是指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距，通常取塔頂間距為（1.52.0）HT，同時(shí)考慮安裝除沫器的需要，塔頂空間高度HD取700mm4.1.2進(jìn)料板高度HF為了便于進(jìn)料和安裝進(jìn)料管，在進(jìn)料板處，管間距應(yīng)該大一些，HF取為800mm。4.1.3設(shè)置有人孔的塔板間距Hp設(shè)計(jì)人孔數(shù)S=3，人孔直徑設(shè)計(jì)為500mm。4.1.4封頭高度H1本設(shè)計(jì)采用標(biāo)準(zhǔn)橢圓形封頭，材料

44、選用Q235-A，除封頭的拼接焊縫需要100%探傷外，其余均對(duì)接焊縫局部探傷，=0.85選用封頭Dg400×3，JB115473查得：h1=200，h2=25封頭高度包括曲面高度h1和直面高度h2，則H1=h1+h2=200+25=225mm4.1.5裙座高度H2本設(shè)計(jì)采用圓形裙座，裙座因受整個(gè)塔的重力載荷，所以壁厚應(yīng)該大一些，取=8mm則基環(huán)內(nèi)徑Dhi=（400+2×8）-0.3×1000=116mm基環(huán)外徑Dho=（400+2×8）+0.3×1000=716mm經(jīng)圓整：Dhi=200mm，Dho=800mm考慮到安裝再沸器，裙座高度H2=1

45、.5m4.1.6塔底空間高度HB設(shè)釜液在塔底的停留時(shí)間為5min，則釜液高度釜液上方需留0.50.7m的空間高度，此處取0.6m，考慮到再沸器的安裝，再留0.6m的高度，則HB=0.128+1.2=1.328m4.1.7總高度HH=（n-np-1）HT+HF+ npHp+HD+HB+H1+H2=（34-1-2）×0.35+0.8+3×0.5+0.7+1.328+0.225+1.5=16.9m4.2附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)4.2.1冷凝器的選擇有機(jī)物蒸汽冷凝器設(shè)計(jì)，因體系黏度在0.2323×10-30.4096×10-3Pa·s范圍內(nèi)，低于0.5×

46、;10-3Pa·s且低溫流體是水，則總傳熱系數(shù)范圍430850 w/（m2k）。本設(shè)計(jì)取450 w/（m2k）。出料溫度：77.0（飽和氣） 77.0（飽和液）冷卻水溫度：20 45逆流操作： 則混合的汽化熱可近似為熱流體的流量t=77.0時(shí) 所以則計(jì)算冷凝器的傳熱面積：則根據(jù)列管式換熱器標(biāo)準(zhǔn)JB/T-4715-92 具體參數(shù)如下公稱(chēng)直徑DN/(mm)公稱(chēng)壓力(MP)管程數(shù)(n)管子根數(shù)中心排數(shù)管程流通面積()換熱面積()換熱管長(zhǎng)度（mm)1591.611550.00271.315004.2.2再沸器的選擇選用再沸器的類(lèi)型為立式熱虹吸式。有機(jī)液走管內(nèi)，水蒸汽在殼程內(nèi)，傳熱系數(shù)K的取值

47、范圍為4501020W（m2k）本設(shè)計(jì)取傳熱系數(shù)為450W（m2k）設(shè)計(jì)中采用低壓110的水蒸氣進(jìn)行加熱沸騰冷流體溫度：93.2 95.2（飽和蒸汽）其汽化熱近似為冷流體的流量：T=93.2時(shí)，M=136.24kg/kmol則則采用逆流操作： 則估計(jì)再沸器的傳熱面積則根據(jù)列管式換熱器標(biāo)準(zhǔn)JB/T-4716-92 具體參數(shù)如下公稱(chēng)直徑DN/(mm)公稱(chēng)壓力(MP)管程數(shù)(n)管子根數(shù)中心排數(shù)管程流通面積()382.5 383換熱面積()換熱管長(zhǎng)度（mm)4001.015170.0436 0.04108.515004.2.3預(yù)熱器的選擇冷流體的溫度假定為6078.3，選用110水蒸汽進(jìn)行加熱。逆流操作： Q=則有Q=780744.184=241500.48KJ/h 所需傳熱面積則根據(jù)列管式換熱器標(biāo)準(zhǔn)JB/T-4715-92 具體參數(shù)如下公稱(chēng)直徑DN/(mm)公稱(chēng)壓力(MP)管程數(shù)(n)管子根數(shù)中心