苯-甲苯浮閥精餾塔工藝設(shè)計任務(wù)書

1、化工原理課程設(shè)計PAGE PAGE III 目錄 TOC o 1-3 h z HYPERLINK l _Toc344552951 引言 PAGEREF _Toc344552951 h - 1 - HYPERLINK l _Toc344552952 1 設(shè)計方案的選擇和論證 PAGEREF _Toc344552952 h - 3 - HYPERLINK l _Toc344552953 1.1 設(shè)計流程 PAGEREF _Toc344552953 h - 3 - HYPERLINK l _Toc344552954 1.2 設(shè)計要求 PAGEREF _Toc344552954 h - 3 - HYP

2、ERLINK l _Toc344552955 1.3 設(shè)計思路 PAGEREF _Toc344552955 h - 3 - HYPERLINK l _Toc344552956 1.4 相關(guān)符號說明 PAGEREF _Toc344552956 h - 5 - HYPERLINK l _Toc344552957 2 塔板的工藝設(shè)計 PAGEREF _Toc344552957 h - 7 - HYPERLINK l _Toc344552958 2.1 基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù) PAGEREF _Toc344552958 h - 7 - HYPERLINK l _Toc344552959 2.2 精餾塔的物料衡算

3、 PAGEREF _Toc344552959 h - 7 - HYPERLINK l _Toc344552960 2.3 精餾塔的物料衡算 PAGEREF _Toc344552960 h - 9 - HYPERLINK l _Toc344552961 2.3.1 理論板層NT數(shù)的求?。ㄈ鐖D） PAGEREF _Toc344552961 h - 9 - HYPERLINK l _Toc344552962 2.3.2 精餾塔的氣液相負荷 PAGEREF _Toc344552962 h - 9 - HYPERLINK l _Toc344552963 2.3.3 全塔效率 PAGEREF _Toc34

4、4552963 h - 10 - HYPERLINK l _Toc344552964 2.3.4 實際塔板數(shù) PAGEREF _Toc344552964 h - 11 - HYPERLINK l _Toc344552965 2.4 精餾塔的物料衡算 PAGEREF _Toc344552965 h - 11 - HYPERLINK l _Toc344552966 2.4.1 操作壓力的計算 PAGEREF _Toc344552966 h - 11 - HYPERLINK l _Toc344552967 2.4.2 溫度 ，根據(jù)操作壓力通過試差計算 PAGEREF _Toc344552967 h

5、- 11 - HYPERLINK l _Toc344552968 2.4.3 平均摩爾質(zhì)量 PAGEREF _Toc344552968 h - 11 - HYPERLINK l _Toc344552969 2.4.4 平均密度計算 PAGEREF _Toc344552969 h - 12 - HYPERLINK l _Toc344552970 2.4.5 液體平均表面張力的計算 PAGEREF _Toc344552970 h - 13 - HYPERLINK l _Toc344552971 2.4.6 液體平均黏度計算 PAGEREF _Toc344552971 h - 14 - HYPERL

6、INK l _Toc344552972 2.5 精餾塔工藝尺寸的計算 PAGEREF _Toc344552972 h - 15 - HYPERLINK l _Toc344552973 2.5.1 塔徑的計算 PAGEREF _Toc344552973 h - 15 - HYPERLINK l _Toc344552974 2.5.2 有效塔高 PAGEREF _Toc344552974 h - 18 - HYPERLINK l _Toc344552975 2.6 塔板主要工藝尺寸的計算 PAGEREF _Toc344552975 h - 18 - HYPERLINK l _Toc34455297

7、6 2.6.1 溢流裝置計算 PAGEREF _Toc344552976 h - 18 - HYPERLINK l _Toc344552977 2.6.2 堰長 PAGEREF _Toc344552977 h - 18 - HYPERLINK l _Toc344552978 2.6.3 溢流堰高度 PAGEREF _Toc344552978 h - 18 - HYPERLINK l _Toc344552979 2.6.4 驗算液體在降液管中停留時間， PAGEREF _Toc344552979 h - 19 - HYPERLINK l _Toc344552980 2.6.5 降液管底隙高度h0

8、 PAGEREF _Toc344552980 h - 19 - HYPERLINK l _Toc344552981 2.6.6 塔板布置與浮閥數(shù)目及排列 PAGEREF _Toc344552981 h - 20 - HYPERLINK l _Toc344552982 2.7 塔板流體力學(xué)驗算 PAGEREF _Toc344552982 h - 23 - HYPERLINK l _Toc344552983 2.7.1 氣相通過浮閥塔板的壓力降 PAGEREF _Toc344552983 h - 23 - HYPERLINK l _Toc344552984 2.7.2 淹塔 PAGEREF _To

9、c344552984 h - 24 - HYPERLINK l _Toc344552985 2.7.3 霧沫夾帶 PAGEREF _Toc344552985 h - 25 - HYPERLINK l _Toc344552986 2.8 塔板負荷性能圖 PAGEREF _Toc344552986 h - 27 - HYPERLINK l _Toc344552987 2.8.1 霧沫夾帶線 PAGEREF _Toc344552987 h - 27 - HYPERLINK l _Toc344552988 2.8.2 液泛線 PAGEREF _Toc344552988 h - 28 - HYPERLI

10、NK l _Toc344552989 精餾段 PAGEREF _Toc344552989 h - 28 - HYPERLINK l _Toc344552990 2.8.3 液相負荷上限線 PAGEREF _Toc344552990 h - 29 - HYPERLINK l _Toc344552991 2.8.4 漏液線：對于F1型重閥 PAGEREF _Toc344552991 h - 29 - HYPERLINK l _Toc344552992 2.8.5 液相負荷下限線(精餾段 提餾段) PAGEREF _Toc344552992 h - 29 - HYPERLINK l _Toc3445

11、52993 操作線 PAGEREF _Toc344552993 h - 30 - HYPERLINK l _Toc344552994 2.9 設(shè)計結(jié)果一覽表（圖表2-16） PAGEREF _Toc344552994 h - 31 - HYPERLINK l _Toc344552995 2.10 精餾塔接管尺寸計算 PAGEREF _Toc344552995 h - 33 - HYPERLINK l _Toc344552996 2.10.1 進料管 PAGEREF _Toc344552996 h - 33 - HYPERLINK l _Toc344552997 2.10.2 回流管 PAGER

12、EF _Toc344552997 h - 33 - HYPERLINK l _Toc344552998 2.10.3 塔頂蒸汽管 PAGEREF _Toc344552998 h - 33 - HYPERLINK l _Toc344552999 2.10.4 釜液排出管 PAGEREF _Toc344552999 h - 34 - HYPERLINK l _Toc344553000 2.10.5 塔釜蒸氣管 PAGEREF _Toc344553000 h - 34 - HYPERLINK l _Toc344553001 2.10.6 法蘭 PAGEREF _Toc344553001 h - 35

13、 - HYPERLINK l _Toc344553002 2.11 塔總體高度 PAGEREF _Toc344553002 h - 35 - HYPERLINK l _Toc344553003 2.11.1 筒體 PAGEREF _Toc344553003 h - 35 - HYPERLINK l _Toc344553004 2.11.2 封頭 PAGEREF _Toc344553004 h - 35 - HYPERLINK l _Toc344553005 2.11.3 裙座 PAGEREF _Toc344553005 h - 35 - HYPERLINK l _Toc344553006 2.

14、11.4 塔總體高度的設(shè)計 PAGEREF _Toc344553006 h - 36 - HYPERLINK l _Toc344553007 2.12 精餾塔的附屬設(shè)備設(shè)計和選型 PAGEREF _Toc344553007 h - 36 - HYPERLINK l _Toc344553008 2.12.1 高位槽，貯槽容量和位置 PAGEREF _Toc344553008 h - 36 - HYPERLINK l _Toc344553009 2.12.2 加料泵選型 PAGEREF _Toc344553009 h - 37 - HYPERLINK l _Toc344553010 2.12.3

15、換熱器的選型 PAGEREF _Toc344553010 h - 38 - HYPERLINK l _Toc344553011 3 安全與環(huán)保 PAGEREF _Toc344553011 h - 47 - HYPERLINK l _Toc344553012 3.1 安全注意事項 PAGEREF _Toc344553012 h - 47 - HYPERLINK l _Toc344553013 3.2 環(huán)境保護 PAGEREF _Toc344553013 h - 47 - HYPERLINK l _Toc344553014 4 結(jié)論 PAGEREF _Toc344553014 h - 49 - H

16、YPERLINK l _Toc344553015 4.1 回流比的選擇 PAGEREF _Toc344553015 h - 49 - HYPERLINK l _Toc344553016 4.2 塔高和塔徑 PAGEREF _Toc344553016 h - 49 - HYPERLINK l _Toc344553017 4.3 進料狀況的影響 PAGEREF _Toc344553017 h - 49 - HYPERLINK l _Toc344553018 4.4 熱量衡算和節(jié)能 PAGEREF _Toc344553018 h - 49 - HYPERLINK l _Toc344553019 4.

17、5 精餾塔的操作和調(diào)節(jié) PAGEREF _Toc344553019 h - 50 - HYPERLINK l _Toc344553020 參 考 文 獻 PAGEREF _Toc344553020 h - 51 - HYPERLINK l _Toc344553021 附錄A（浮閥塔裝配圖，精餾塔流程圖） PAGEREF _Toc344553021 h - 52 - HYPERLINK l _Toc344553022 致 謝 PAGEREF _Toc344553022 h - 53 -PAGE 化工原理課程設(shè)計PAGE PAGE - 1 - PAGE IV苯-甲苯浮閥精餾塔工藝設(shè)計任務(wù)書設(shè)計題目

18、（1）原料液為苯甲苯混合液，含苯40 %（質(zhì)量分數(shù)）（2）塔頂餾出的組成aD=95 % 塔釜底液的組成aB=5 %（質(zhì)量分數(shù)）（3）年生產(chǎn)能力：2萬噸（進料）設(shè)計條件（1）塔頂壓力 4KPa(表壓)（2）進料熱狀態(tài) 泡點進料（q=1）（3）回流比自選（4）塔釜用間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力 0.5Kg/f cm2（5）設(shè)塔頂冷凝用水進口溫度為25 （6）單板壓降0.7 KPa（7）每年實際生產(chǎn)天數(shù)：330（一年中有一個月檢修）設(shè)計內(nèi)容精餾流程設(shè)計及論證工藝計算塔盤設(shè)計（精餾段、提餾段各選一塊）精餾段、提餾段流體力學(xué)條件校核主要輔助設(shè)備的選型（再沸器、冷凝器）控制系統(tǒng)、節(jié)能措施、工藝調(diào)整、故障處理

19、、廢液處理的方案設(shè)計成果設(shè)計說明書（含評價與體會）設(shè)計圖紙（畫在設(shè)計說明書中：流程圖、t-x-y圖、作圖法求理論塔板數(shù)、負荷性能圖2張）、（畫在圖紙上：塔盤布置圖1張、浮閥塔工藝條件。PAGE 化工原理課程設(shè)計PAGE PAGE - 10 - 引言塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（也有并流向下者）與液相接觸進行質(zhì)熱傳遞，氣液相組

20、成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過程。工業(yè)上對塔設(shè)備的主要要求是：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳熱、傳質(zhì)效率高；（3）氣流的摩擦阻力小；（4）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強，操作彈性大；（5）結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外，還要求不易堵塞、耐腐蝕等。板式塔大致可分為兩類：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩板、新型垂直篩板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）無降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)應(yīng)用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。 浮閥塔廣泛用于精餾、吸收和解吸等過程。其主要特點是在塔板的開孔上裝有可浮動的浮閥，氣流從浮閥周邊以穩(wěn)

21、定的速度水平地進入塔板上液層進行兩相接觸。浮閥可根據(jù)氣體流量的大小而上下浮動，自行調(diào)節(jié)。 浮閥有盤式、條式等多種，國內(nèi)多用盤式浮閥，此型又分為F1型（V1型）、V4型、十字架型、和A型，其中F1型浮閥結(jié)構(gòu)較簡單、節(jié)省材料，制造方便，性能良好，故在化工及煉油生產(chǎn)中普遍應(yīng)用，已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)（JB111881）。其閥孔直徑為39mm，重閥質(zhì)量為33g，輕閥為25g。一般多采用重閥，因其操作穩(wěn)定性好。浮閥塔的主要優(yōu)點是生產(chǎn)能力大，操作彈性較大，塔板效率高，氣體壓強降及液面落差較小，塔的造價低，塔板結(jié)構(gòu)較泡罩塔簡單。 化工生產(chǎn)常需進行二元液相混合物的分離以達到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合

22、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)計針對二元物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計過程，該設(shè)計方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。本設(shè)計書對苯和甲苯的分離設(shè)備浮閥精餾塔做了較詳細的敘述，主要包括：工藝計算，輔助設(shè)備計算,塔設(shè)備等的附圖。采用浮閥精餾塔，塔高16.92米

23、，塔徑1.4米，按逐板計算理論板數(shù)為12。算得全塔效率為0.519。塔頂使用全凝器，部分回流。精餾段實際板數(shù)為10，提餾段實際板數(shù)為15。實際加料位置在第11塊板(從上往下數(shù))，操作彈性為4.7和3.35。通過板壓降、漏液、液泛、霧沫夾帶的流體力學(xué)驗算，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。用加熱蒸汽壓力 300 kPa加熱，用25循水作冷凝劑。飽和蒸汽走管程，釜液走殼程。由于時間倉促，再加上水平有限，書中難免有不妥之處，懇請老師批評指正。 編者 2012/12/30設(shè)計方案的選擇和論證設(shè)計流程本設(shè)計任務(wù)為分離苯、甲苯混合物。對于二元混合物的分

24、離，采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(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。設(shè)計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，不會產(chǎn)生液泛等不正常流動。 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，流體通過塔設(shè)備時阻力降小，可

25、以節(jié)省動力費用，在減壓操作是時，易于達到所要求的真空度。 有一定的操作彈性，當(dāng)氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。 結(jié)構(gòu)簡單，造價低，安裝檢修方便。 能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等本次實驗我們根據(jù)所給條件設(shè)計出塔的各項參數(shù)及其附屬設(shè)備的參數(shù)。設(shè)計思路在本次設(shè)計中，我們進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到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實際上，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

26、，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，因為可以準(zhǔn)確的控制回流比。此次設(shè)計是在常壓下操作。 因為這次設(shè)計采用間接加熱，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)備和操作費用之和最低。在設(shè)計時要根據(jù)實際需要選定回流比。塔板工藝計算流體力學(xué)驗算塔負荷性能圖冷凝器

27、與再沸器的選型塔附屬設(shè)備計算圖1-1 設(shè)計思路流程圖本設(shè)計采用連續(xù)精餾操作方式、常壓操作、泡點進料、間接蒸汽加熱、選R=2Rmin、塔頂選用全凝器、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，其突出優(yōu)點是可以根據(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，造價低，制造方便，塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大等優(yōu)點。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)出的新型浮閥進一步加強了流體的導(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

28、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荷的變動而自動調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負荷范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)定操作。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。相關(guān)符號說明Aa塔板開孔區(qū)面積,m2； Af降液管截面積,m2；A0篩孔總面積,m2； AT塔截面積,m2；c0流量系數(shù),無因次； C計算umax時的負荷系數(shù),m/sCS氣相負荷因子,m/s； d填料直徑,md0篩孔直徑,m； D塔徑,m；ev液體夾帶量,kg（液）/kg（氣）； ET總板效率,無因次；F氣相動能因子,kg1/2/(sm1/2）； F0 篩孔氣相動能因子，kg1/2/(

29、sm1/2) ；g重力加速度,9.81m/ s2； h填料層分段高度,m；h1進口堰與降液管間的水平距離,m； hc 與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?m液柱；hd與液體流過降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐?；hf 塔板上鼓泡層高度,m；h1與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊褐叨?m； hL 板上清液層高度,m；h0降液管的底隙高度,m； hOW堰上液層高度,m；hW出口堰高度,m； h,W進口堰高度,m；h與阻力表面張力的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋籋板式塔高度,m；Hd降液管內(nèi)清液層高度,m； HD塔頂空間高度,m；HF進料板處塔板間距,m； HP人孔處塔板間距,m；HT塔板間距,m； LW堰長,m；Lh 液體體積流量,m3/

30、h； Ls 液體體積流量,m3/s；NT理論板層數(shù)； P操作壓力,Pa；P壓力降,Pa； PP氣體通過每層篩板的降壓,Pa；t篩孔的中心距,m； u空塔氣速,m/s；u0氣體通過篩孔的速度,m/s； u0, min漏液點氣速,m/s；u0液體通過降液管底隙的速度,m/s； Vh氣體體積流量,m3/h；Vs氣體體積流量,m3/s； Ls液體質(zhì)量流量,kg/s；vs氣體質(zhì)量流量,kg/s； Wc邊緣無效區(qū)寬度,m；Wd弓形降液管寬度,m； Ws泡沫區(qū)寬度,m；x液相摩爾分數(shù)； X液相摩爾比；y氣相摩爾分數(shù)； Y氣相摩爾分比；Z板式塔的有效高度,m； uF 泛點氣速,m/s；下標(biāo)max最大的； mi

31、n最小的；L液相的； V氣相的液體在降液管內(nèi)停留時間,s；粘度,mPas； 開孔率或孔流系數(shù)，無因次；表面張力,N/m； 密度,kg/m3；塔板的工藝設(shè)計基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)表2-1 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2-2 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2-3 苯、甲苯的表面張力溫度02040

32、6080100120苯 31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.49甲苯30.8928.5426.2223.9421.6919.4917.34 表2-4 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2-5 苯、甲苯的汽化潛熱溫度20406080100120苯 431.1420.0407.7394.1379.3363.2甲苯 412.7402.1391.0379.4367.1354.2精餾塔的物料衡算物料衡算：XF=40 XD=95 % XB=5 %（質(zhì)量分數(shù)）年產(chǎn)量2萬噸料液及塔頂、

33、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)XF=0.440XD=0.957XB =0.0585 平均摩爾質(zhì)量：F=0.44078.11+0.56092.13=85.82(kg/kmol)D=0.95778.11+（1-0.957）92.13=78.60(kg/kmol)B=0.058578.11+（1-0.0585）92.13=92.82(kg/kmol)物料衡算生產(chǎn)時間按330天/年原料處理量：F= =29.42 （Kmol/h）總物料衡算：F=D+B苯物料：29.420.44=0.957D+0.0585B聯(lián)立得：D=11.73（Kmol/h） B=17.70（Kmol/h）精餾塔的物料衡算理論板層NT數(shù)的求?。ㄈ?/p>

34、圖）圖表2-6由圖可知：q線經(jīng)過點XF,所以點e（XF，XF）q線與平衡的交點橫坐標(biāo)Xq=0.44已知操作條件下，苯-甲苯混合液的平均相對揮發(fā)度a=2.47y= 可得 yq=0.658 根據(jù)最少回流比計算式 根據(jù)工藝條件滿足R=2R=21.35=2.70精餾塔的氣液相負荷精餾段：L=RD=2.711.7=31.67（Kmol/h） V=(R+1)D=(2.7+1)11.7=43.30（Kmol/h）提餾段：L=L+F=31.67+29.42=61.09（Kmol/h） V=V=43.42（Kmol/h） 故操作線方程式為精餾段：y提留段：y由圖可知：圖解法求得理論板層數(shù)總理論板數(shù)：NT=12.

35、5進料板位置：NF=6全塔效率化工原理課程設(shè)計 PAGE - 53 -通過摩爾分數(shù)，苯與甲苯氣液相平衡圖可查出：XD=0.957，tD=82.1 塔底：XB=0.0585， tB=109.6 平均溫度： 圖表2-7 由平均溫度可在粘度表中查出：苯的粘度甲苯的粘度0.264mpas0.293 mpas實際塔板數(shù) 精餾段: 塊提餾段: 塊精餾塔的物料衡算操作壓力的計算塔頂?shù)牟僮鲏毫?每層塔板的壓降 進料板壓力 精餾段平均壓力 塔底壓力提餾段溫度 ，根據(jù)操作壓力通過試差計算P= , , 精餾段溫度: 提餾段溫度: 平均摩爾質(zhì)量 塔頂 =0.95778.11+(1-0.957) 92.13=80.6(

36、kg/kmol)=0.978.11+(1-0.9) 92.13=79.4(kg/kmol)進料板： =0.60478.11+(1-0.604) 92.13=83.54(kg/kmol)=0.38278.11+(1-0.82) 92.13=86.65(kg/kmol)塔 底： =0.13378.11+(1-0133) 92.13=90.14(kg/kmol)=0.058578.11+(1-0.0585) 92.13=91.18(kg/kmol)=82.07(kg/kmol) =88.92(kg/kmol)=83.3(kg/kmol)=86.84(kg/kmol)平均密度計算氣相平均密度計算由理想

37、氣體狀態(tài)方程式計算，即 液相平均密度計算液相平均密度計算依下式計算，即：塔頂液相平均密度的計算由 ，查液體在不同溫度下的密度表得： 進料板液相平均密度的計算由 ，查液體在不同溫度下的密度表得 精餾段的平均密度為塔底液相平均密度的計算由，查液體在不同溫度下的密度表得 提餾段的平均密度液體平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算，即 塔頂液相平均表面張力的計算由 ，查液體表面張力共線圖得 進料板液相平均表面張力的計算由 ，查液體表面張力共線圖得： 塔底液相平均表面張力的計算由 ，查液體表面張力共線圖得： 精餾段平均表面張力提餾段平均表面張力 液體平均黏度計算液相平均黏度依下式計算，即塔頂液相平

38、均黏度的計算由 ，查氣體黏度共線圖得： 精餾段液相平均黏度的計算：由 ，查氣體黏度共線圖得： 精餾段液相平均黏度精餾段液相平均黏度的計算由 ，查氣體黏度共線圖得： 提餾段液相平均黏度精餾塔工藝尺寸的計算塔徑的計算精餾段氣液相體積流率精餾段的氣、液相體積流率提餾段的氣、液相體積流率精餾段取板間距HT=0.45m,取上板液層高度hL=0.07m，則圖中參數(shù)值為；，式中C由求取，其中由篩板塔汽液負荷因子曲線圖查取0.0723，由圖橫坐標(biāo)為 圖表2-8根據(jù)以上數(shù)據(jù),由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得 因物系表面張力為時的C:取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速取安全系數(shù)為0.7，測空塔氣速為u=0.7umax=0.71.1

39、99=0.839 m/s按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整 塔截面積為 提餾段取板間距HT=0.45m,取上板液層高度hL=0.07m，則圖中參數(shù)值，式中C由求取，其中由篩板塔汽液負荷因子曲線圖查取0.072，由圖橫坐標(biāo)為根據(jù)以上數(shù)據(jù),由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得 因物系表面張力為時的C:取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速u=0.7umax=0.71.17=0.819 m/s按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整 。塔截面積 有效塔高Z精=（N精-1）HT=90.45=4.05mZ提=（Z提-1）HT=140.45=6.3m在進料板上方開一入共高度0.8m故精餾塔的有效高度為:Z=ZD+ZB+0.8=4.05+6.3+0.8=11.15m塔板主要工藝

40、尺寸的計算溢流裝置計算因塔徑D=0.7m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。堰長 取 溢流堰高度精餾段由，選用平直堰，堰上液層高度由下式計算，即：近似取E=1.00，則取板上清液層高度故提餾段由 ，選用平直堰，堰上液層高度由下式計算，即：近似取E=1.00，則取板上清液層高度故弓形降液管寬度和截面積：由 ，查弓形降液管參數(shù)圖得： 則：，驗算液體在降液管中停留時間，精餾段故精餾段降液管設(shè)計合理提餾段故提餾段降液管設(shè)計合理降液管底隙高度h0精餾段降液管底隙的流速，則：故精餾段降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤，深度提餾段降液管底隙的流速，則：故精餾段降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤，深

41、度塔板布置與浮閥數(shù)目及排列塔板的分塊：因，故塔板采用整塊式；選用F1型重閥，閥孔直徑d0=39mm，底邊孔中心距t=75mm精餾段計算取閥孔動能因子F0=10孔速 浮閥數(shù) 取，開孔區(qū)面積計算。開孔區(qū)面積計算其中 故 篩孔計算及其排列。浮閥排列方式采用等邊三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm=0.075mt=考慮到塔的直徑較小，又采用整塊式塔板了，而各整塊版的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積.故閥孔排間距取t=65mm按t=75mm，t=65mm，以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)40個按N=40重新核算孔速及閥孔動能因數(shù) 閥孔動能因數(shù)F0變化不大，仍在9-12范圍內(nèi)塔板開孔率%提餾段計算

42、塔板布置及浮閥數(shù)目、浮閥排列取閥孔動能因子：F0=10孔速：浮閥數(shù)：取，開孔區(qū)面積計算。開孔區(qū)面積計算其中 故 浮閥排列方式采用等邊三角形叉排方式取同一橫排的孔心距a=75mm=0.075m則t=考慮到塔的直徑較小，又采用整塊式塔板了，而各整塊版的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積.故閥孔排間距取t=65mm按t=75mm，t=65mm，以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)40個按N=40重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)圖表2-9閥孔動能因子變化不大，仍在912的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實排數(shù)適用。%塔板流體力學(xué)驗算氣相通過浮閥塔板的壓力降精餾段氣體通過塔板的壓強降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，依?jù)計算塔板壓降精餾段：

43、因，故：計算塔板上含氣液層阻力由于所分離的苯和甲苯混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)，已知板上液層高度 所以依式計算液體表面張力所造成的阻力由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降液柱高度為換算成單板壓降(設(shè)計允許值)提餾段氣體通過塔板的壓強降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，依?jù)計算塔板壓降提餾段：因，故：計算塔板上含氣液層阻力由于所分離的苯和甲苯混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)，已知板上液層高度 所以依式計算液體表面張力所造成的阻力由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降液柱高度為換

44、算成單板壓降(設(shè)計允許值)淹塔精餾段為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度Hd(HT+hw) Hd=hp+hl+hd氣體通過塔板的壓強降所相當(dāng)?shù)囊后w高度hp，前已算hp=0.069m液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進口堰故 Hd=板上液層高度，前已選定hl=0.07m則Hd=0.069+0.07+0.0001=0.139m取=0.5 又已選定HT=0.45m，hw=0.06m，則(HT+hw)=0.5（0.45+0.06）=0.255m可見Hd(HT+hw),符合防止淹塔的要求提餾段為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度Hd(HT+hw) Hd=hp+hl+hd氣體通過

45、塔板的壓強降所相當(dāng)?shù)囊后w高度hp，前已算hp=0.081m液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進口堰故 Hd=板上液層高度，前已選定hl=0.07m則Hd=0.07+0.07+0.000036=0.14m取=0.5 又已選定HT=0.45m，hw=0.055m，則(HT+hw)=0.5（0.45+0.055）=0.253m可見Hd(HT+hw),符合防止淹塔的要求霧沫夾帶精餾段泛點率的計算可用式：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,取泛點負荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點率F1為 為避免霧沫夾帶過量，對于該塔，泛點需控制在80%以下。從

46、以上計算的結(jié)果可知，其泛點率都低于80%，所以能滿足的工藝的要求。提餾段泛點率的計算可用式：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,取泛點負荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點率F1為為避免霧沫夾帶過量，對于該塔，泛點需控制在80%以下。從以上計算的結(jié)果可知，其泛點率都低于80%，所以能滿足的工藝的要求。塔板負荷性能圖 霧沫夾帶線精餾段按泛點率=80%計上式整理得：00020010.6910.595圖表2-10提餾段按泛點率=80%計上式整理得： 00020010.680.59圖表2-11液泛線精餾段(HT+hw)=由此確定液泛線方程：(H

47、T+hw)= + +（ 1+） =+(）化簡整理得： 00010.0020.0030.0040.0050.690.650.610.560.49圖表2-12提餾段(HT+hw)=由此確定液泛線方程：(HT+hw)= + +（ 1 +） =+(） 化簡整理得： 00010.0020.0030.0040.0050.6440.6130.5850.5560.526圖表2-13液相負荷上限線 精餾段 提餾段求出上限線液體流量的值,以降液管內(nèi)停留時間t=5s 則:漏液線：對于F1型重閥精餾段：由可得： 提餾段：由可得：液相負荷下限線(精餾段 提餾段)對于平直堰，取堰上液層高度=0.006作為最小液體負荷標(biāo)準(zhǔn)

48、將以上五條線標(biāo)繪在同一VsLs直角坐標(biāo)系中，畫出塔板的操作負荷性能圖。將設(shè)計點（Ls，Vs）標(biāo)繪在圖中，如P點所示，由原點O及P作操作線OP。精餾段精餾段操作線交嚴(yán)重液泛線（2）于點A，過量漏液線（4）于點B。由此可見，此塔板操作負荷上下限受嚴(yán)重漏液線（2）及過量霧沫夾帶線（4）的控制。分別從圖中A、B兩點讀得氣相流量的上限Vmax及下限Vmin，可求得該塔的精餾段操作彈性。 精餾段操作彈性:K=圖表2-14操作線操作線交嚴(yán)重液相負荷上限線（3）于點A，過量漏液線（4）于點B。由此可見，此塔板操作負荷上下限受嚴(yán)重液相負荷上限線（3）及過量霧沫夾帶線（4）的控制。分別從圖中A、B兩點讀得氣相流量

49、的上限Vmax及下限Vmin，可求得該塔的精餾段操作彈性。 提餾段操作彈性: K=圖表2-15設(shè)計結(jié)果一覽表（圖表2-16）序號項目符號單位計算結(jié)果精餾段提餾段1平均溫度tm90.8104.52平均壓力Pmkpa108.8117.53平均流量氣相Vsm3/s0.330.334液相Lsm3/s0.00090.001195實際塔板數(shù)Np塊10156塔的有效高度Zm4.05 6.37塔徑Dm0.70.78板間距Hm0.450.459塔板溢流形式單流型單流型10空塔氣速um/s0.8390.71211溢流裝置溢流管形式弓形弓形12溢流堰長度Lwm0.4620.46213溢流堰高度hwm0.060.55

50、14板上液層高度hLm0.070.0716安定區(qū)寬度Wsm0.0650.06517開孔區(qū)到塔壁距離Wcm0.0350.03518開孔區(qū)面積Aam20.1940.19419閥孔直徑dm0.0390.03920浮閥數(shù)個n個404021閥孔氣速u0m/s6.596.5922閥孔動能因數(shù)F011.311.7323開孔率%12.412.424孔心距tm0.0750.07525排間距tm0.0650.06526塔板壓降Pkpa0.54270.537327液體在降液管內(nèi)的停留時間ts13.445.9628底隙高度hom0.0230.05330泛點率，%383931液相負荷上限Ls maxm3/s0.0026

51、0.002632液相負荷下限Ls minm3/s0.00006570.000065733氣相負荷下限Vs minm3/s0.1390.13234操作彈性4.753.35精餾塔接管尺寸計算進料管進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T形進料管。本設(shè)計采用直管進料管。F=29.42 Kmol/h , =791.6 Kg/ 則體積流量 管內(nèi)流速則管徑取進料管規(guī)格503.5無縫鋼管 則管內(nèi)徑d=43mm進料管實際流速回流管采用直管回流管，回流管的回流量塔頂液相平均摩爾質(zhì)量,平均密度 則液體流量：取管內(nèi)流速則回流管直徑可取回流管規(guī)格323 則管內(nèi)直徑d=26mm回流管內(nèi)實際流速塔頂蒸汽管塔頂蒸

52、汽密度塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量則整齊體積流量 取管內(nèi)蒸汽流速則可取回流管規(guī)格18015 則實際管徑d=150mm塔頂蒸汽接管實際流速釜液排出管塔底w=61.09kmol/h 平均密度平均摩爾質(zhì)量體積流量 取管內(nèi)流速 則可取回流管規(guī)格452.5 則實際管徑d=40mm塔頂蒸汽接管實際流速 塔釜蒸氣管V=43.4 Kmol/h 相平均摩爾質(zhì)量 塔釜蒸汽密度則塔釜蒸汽體積流量 取管內(nèi)蒸汽流速 則可取回流管規(guī)格18015 則實際管徑d=150mm塔頂蒸汽接管實際流速法蘭 由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)法蘭進料管接管法蘭：PN6DN50 HG 5010回流管接管

53、法蘭：PN6DN50 HG 5010塔釜出料管接法蘭：PN6DN40 HG 5010塔頂蒸汽管法蘭：PN6DN300 HG 5010塔釜蒸汽進氣管法蘭：PN6DN250 HG 5010塔總體高度筒體 向上圓整為 封頭封頭采用橢圓形封頭，由公稱直徑DN=700mm, 查板式塔曲面高度表得曲面高度 h1=150mm，直邊高度h0=40mm。選用封頭 DN7002，JB1120-72 HT=150+40=190mm裙座塔底常用裙座支撐，裙座的結(jié)垢性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，裙座內(nèi)徑為300mm，取裙座壁厚16mm，則基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑：圓整 基礎(chǔ)環(huán)厚

54、度，考慮到腐蝕余量取16mm 考慮到再沸器，裙座高度取2.0m， 地角螺栓直徑取M22采用Q-235B塔總體高度的設(shè)計塔的頂部空間高度為1200m （取除味器到第一塊板的距離為600mm）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，取塔底空間為m去進料板間距HF=800mmH=H+H+H裙+H封+h頂=(25-1-1)0.45+10.8+30.6+1.2+1.78+2+0.19=16.92m精餾塔的附屬設(shè)備設(shè)計和選型高位槽，貯槽容量和位置儲槽 原料液生產(chǎn)一次可用10天（一天3小時），罐的填充系數(shù)為0.7，則該槽的容積V計算如下故儲槽容積可取V=137高位槽的計算進料板的位置提留

55、段的塔板數(shù)為15塊高位槽位置的確定根據(jù)伯努利方程，取截面1,2 如圖Z1相對于Z2取0，且u1u2=0因為所選是我接管為鋼管則根據(jù)查化工原理手冊得k=0.00015ft查表得所以得高位槽的位置為離地面高度應(yīng)為h=9.65+1.42=11.07m高位槽體積的計算設(shè)加20的欲量則，若有20的裕量；則按正方形來設(shè)計高位槽則應(yīng)該取長寬高均為4.7，留一定空間之后應(yīng)取長寬高均為5m加料泵選型進料泵的選擇主要選擇進料泵的揚程，根據(jù)高位槽離地面的高度為11.07，高位槽全部注滿，出料口離地面的高度應(yīng)為16.07m，在計算過程中儲槽取最低高度則為地面為0m，出料口為最高則得取1個90標(biāo)準(zhǔn)彎頭則，取進料泵的進料

56、管的管徑為100mm泵的參數(shù)表 圖表2-17流量/揚程/H/m轉(zhuǎn)數(shù)/r/min葉輪直徑/mm允許吸上真空度/m效率/%3.7520.514501252.023泵選型 IS50-32-250換熱器的選型塔頂冷凝器確定流體通入的空間利用水作為冷源，根據(jù)換熱器流體流經(jīng)管程或殼程的選擇原則，選擇物料走管程，水走殼程，這是因為苯是有毒物質(zhì)，且溫度較高。確定流體的定性溫度及平均溫度差設(shè)水進口的溫度為25，出口溫度為30。tD=82.1因此，因此, ,平均溫度差為熱負荷及冷卻劑用量苯甲苯的蒸發(fā)潛熱與臨界溫度 圖表2-18物質(zhì)沸點0C蒸發(fā)潛熱KJ/Kg臨界溫度TC/K苯80.1394288.5甲苯110.63

57、363318.57塔頂熱量其中 則: tD=82.1 苯: 蒸發(fā)潛熱甲苯: 蒸發(fā)潛熱 4. 換熱器的面積及設(shè)備選型 根據(jù)參考資料，可知，。在這取K=560 W/(m2k)塔頂冷凝器規(guī)格圖表2-19公稱直徑/mm管程數(shù)管數(shù)管長/mm換熱面積/325478450013.7塔頂冷卻器確定流體通入的空間利用水作為冷源，根據(jù)換熱器流體流經(jīng)管程或殼程的選擇原則，選擇產(chǎn)品走管程，水走殼程。2. 確定流體的定性溫度及平均溫度差設(shè)水進口的溫度為25，出口溫度為30。產(chǎn)品tD=82.1，產(chǎn)品儲存溫度t3=30。采用逆流方向。則 因此 查資料得，=0.83。因此，平均溫度差3. 熱負荷及冷卻劑用量根據(jù)題意，結(jié)合相關(guān)

58、公式得，熱負荷為tD=82.1下: 圖表2-20溫度苯甲苯01.5071.630201.7161.681401.7671.757601.8281.834801.8811.9021001.9531.9701202.0472.073Cp1=1.8478=143.52/ Cp2=1.8492=169.2/因此水流量為4. 換熱器的面積及設(shè)備選型 根據(jù)參考資料，可知，。在這取K=560 W/(m2k)選擇固定管板式換熱器，其規(guī)格如下： 塔頂冷卻器規(guī)格 圖表2-21公稱直徑/mm管程數(shù)管數(shù)管長/mm換熱面積/21914015002.8原料預(yù)熱器1. 確定流體通入的空間利用水蒸汽作為熱源，根據(jù)換熱器流體流

59、經(jīng)管程或殼程的選擇原則，選擇物料走管程，水蒸汽走殼程。確定流體的定性溫度及平均溫度差熱源采用低壓飽和水蒸汽，表壓為 101.3 kPa，根據(jù)化工原理書后附錄利用插值法算得，在絕壓P=202.6 P kPa，水蒸汽溫度為t=120.56。物料進口溫度t3=25，出口達到泡點溫度，即tF=99.5。因此，因此, ,平均溫度差為3. 熱負荷及冷卻劑用量根據(jù)題意，結(jié)合相關(guān)公式得，熱負荷為tD=99.5下: Cp1=1.9478=151.32/ Cp2=1.9792=181.24/水蒸汽的比汽化熱為2204 kJ/kg，所以水蒸汽的用量為因此水流量為4. 換熱器的面積及設(shè)備選型 根據(jù)參考資料，可知，。在

60、這取K=850 W/(m2k)選擇固定管板式換熱器，其規(guī)格如下： 原料預(yù)熱器規(guī)格 圖表2-22公稱直徑/mm管程數(shù)管數(shù)管長/mm換熱面積/32523630007.4塔釜冷卻器1.確定流體通入的空間利用水作為冷源，根據(jù)換熱器流體流經(jīng)管程或殼程的選擇原則，選擇產(chǎn)品走管程，水走殼程。2. 確定流體的定性溫度及平均溫度差設(shè)水進口的溫度為25，出口溫度為30。產(chǎn)品tB=109.6，產(chǎn)品儲存溫度t3=30。則 因此 查資料得，=0.83。因此，平均溫度差3. 熱負荷及冷卻劑用量根據(jù)題意，結(jié)合相關(guān)公式得，熱負荷為tB=109.6下: Cp1=2.078=156/ Cp2=2.0292=185.98/因此水流