化工原理課程設(shè)計苯-氯苯混合液的板式精餾塔的設(shè)計

1、荊楚理工學院課程設(shè)計成果 學院:_ 荊楚理工學院_班 級: 學生姓名: 學 號: 設(shè)計地點（單位） 荊楚理工學院_設(shè)計題目: 苯氯苯混合液的板式精餾塔的設(shè)計 完成日期：2013 年 12 月 6 日 指導教師評語: _ _ _ _ 成績(五級記分制):_ _ _ 教師簽名:_ _ 化工原理課程設(shè)計任務(wù)書設(shè)計題目：苯氯苯混合液的板式精餾塔的設(shè)計學生姓名課程名稱化工原理課程設(shè)計地 點學生平時上課對應(yīng)的教室起止時間設(shè)計內(nèi)容及要求一、設(shè)計內(nèi)容（一）工藝設(shè)計1、選擇工藝流程2、精餾塔工藝計算（1）物料衡算確定各物料流量和組成；（2）經(jīng)濟核算確定適宜的回流比；（3）精餾塔實際塔板數(shù)。（二）精餾塔設(shè)備設(shè)計1

2、、塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)的設(shè)計計算；2、塔內(nèi)流體力學性能的設(shè)計計算；3、繪制塔板負荷性能圖。畫出精餾段和提餾段某塊的負荷性能圖；說明：負責精餾段、負責提餾段4、附屬設(shè)備設(shè)計和選用；說明：負責冷凝器的設(shè)計、負責再沸器的設(shè)計；其他附屬設(shè)備共同完成。5、繪制帶控制點的工藝流程圖、精餾塔的工藝條件圖；說明：負責繪制帶控制點的工藝流程圖；負責繪制精餾塔的工藝條件圖。（三）編寫設(shè)計說明書（1、目錄2、設(shè)計題目3、流程示意圖4、流程和方案的說明及論證5、設(shè)計結(jié)果概要（主要設(shè)備尺寸，各種物料量和操作狀態(tài)，能耗指標，設(shè)計時規(guī)定的主要操作參數(shù)及附屬設(shè)備的規(guī)格型號及數(shù)量）6、設(shè)計計算與說明7、對設(shè)計的評述及有關(guān)問題的

3、分析討論8、參考文獻目錄二、設(shè)計要求1、寫出詳細計算步驟，并注明選用數(shù)據(jù)的來源；2、每項設(shè)計結(jié)束后，列出計算結(jié)果明細表；3、對圖、表分別按順序編號；4、選用的物性數(shù)據(jù)、引用的經(jīng)驗公式及圖表應(yīng)注明來歷，符號和單位要統(tǒng)一；5、按規(guī)定的時間進行設(shè)計，并按時完成任務(wù).設(shè)計參數(shù)1、生產(chǎn)能力：年處理量1萬噸（開工率300天/年）2、原 料：苯的含量為45%（質(zhì)量分數(shù)，下同）進料熱狀況由設(shè)計者自選3、分離要求：塔頂餾出液中苯含量不低于99%塔底釜液中苯含量不高于2%4、操作壓力：常壓101.325Kpa操作 塔頂表壓4Kpa 5、回流比： R=(1.12.0)Rmin ，由設(shè)計者自選6、塔頂采用全凝器，泡點

4、回流7、塔釜采用間接水蒸氣加熱9、公用工程自選進度要求1、資料查閱、收集和整理、設(shè)計方案確定及設(shè)計計算參數(shù)的獲?。?天）2、工藝計算與設(shè)備主要工藝結(jié)構(gòu)計算 （5天）3、繪制設(shè)計圖紙及編寫設(shè)計說明書 （4天）4、課程設(shè)計資料裝訂及答辯 （1天）參考資料1、馬江權(quán)，冷一欣.化工原理課程設(shè)計（第二版）【M】.北京.中國石化出版社.2011年2、譚天恩等.化工原理（上、下）（第四版）【M】.北京.化學工業(yè)出版社.2012年。3、化工設(shè)計手冊（見圖書館書庫）其它說明1.本表應(yīng)在每次實施前一周由負責教師填寫二份，教研室審批后交學院院備案，一份由負責教師留用。2.若填寫內(nèi)容較多可另紙附后。3.一題多名學生共

5、用的，在設(shè)計內(nèi)容、參數(shù)、要求等方面應(yīng)有所區(qū)別。教研室主任： 指導教師：2013目 錄 TOC o 1-3 h z u HYPERLINK l _Toc374051755 緒論 PAGEREF _Toc374051755 h 1 HYPERLINK l _Toc374051756 1設(shè)計方案的思考 PAGEREF _Toc374051756 h 1 HYPERLINK l _Toc374051757 2.設(shè)計方案的特點 PAGEREF _Toc374051757 h 1 HYPERLINK l _Toc374051758 3工藝流程的確定 PAGEREF _Toc374051758 h 1 HY

6、PERLINK l _Toc374051759 一設(shè)備工藝條件的計算 PAGEREF _Toc374051759 h 1 HYPERLINK l _Toc374051760 設(shè)計方案的確定及工藝流程的說明 PAGEREF _Toc374051760 h 2 HYPERLINK l _Toc374051761 全塔的物料衡算 PAGEREF _Toc374051761 h 2 HYPERLINK l _Toc374051762 1.2.1 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率 PAGEREF _Toc374051762 h 2 HYPERLINK l _Toc374051763 1.2.2 平均摩爾質(zhì)

7、量 PAGEREF _Toc374051763 h 3 HYPERLINK l _Toc374051764 1.2.3 料液及塔頂 PAGEREF _Toc374051764 h 3 HYPERLINK l _Toc374051765 底產(chǎn)品的摩爾流率 PAGEREF _Toc374051765 h 3 HYPERLINK l _Toc374051766 塔板數(shù)的確定 PAGEREF _Toc374051766 h 3 HYPERLINK l _Toc374051767 理論塔板數(shù)的求取 PAGEREF _Toc374051767 h 3 HYPERLINK l _Toc374051768 1

8、.3.2 確定操作的回流比R PAGEREF _Toc374051768 h 4 HYPERLINK l _Toc374051769 求理論塔板數(shù) PAGEREF _Toc374051769 h 5 HYPERLINK l _Toc374051770 1.3.4 實際塔板數(shù)（近似取兩段效率相同） PAGEREF _Toc374051770 h 7 HYPERLINK l _Toc374051771 操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 PAGEREF _Toc374051771 h 8 HYPERLINK l _Toc374051772 平均壓強 PAGEREF _Toc374051772 h 8

9、 HYPERLINK l _Toc374051773 1.4.2 平均溫度 PAGEREF _Toc374051773 h 8 HYPERLINK l _Toc374051774 平均分子量 PAGEREF _Toc374051774 h 8 HYPERLINK l _Toc374051775 平均密度 PAGEREF _Toc374051775 h 9 HYPERLINK l _Toc374051776 1.4.4.1 液相平均密度 PAGEREF _Toc374051776 h 9 HYPERLINK l _Toc374051777 汽相平均密度 PAGEREF _Toc374051777

10、 h 10 HYPERLINK l _Toc374051778 1.4.5 液體的平均表面張力 PAGEREF _Toc374051778 h 10 HYPERLINK l _Toc374051779 1.4.6 液體的平均粘度 PAGEREF _Toc374051779 h 12 HYPERLINK l _Toc374051780 1.4.6.1 塔頂液相平均粘度 PAGEREF _Toc374051780 h 12 HYPERLINK l _Toc374051781 1.4.6.2 進料板液相平均粘度 PAGEREF _Toc374051781 h 12 HYPERLINK l _Toc3

11、74051782 1.4.6.3 塔底液相平均粘度 PAGEREF _Toc374051782 h 13 HYPERLINK l _Toc374051783 1.4.7 氣液相體積流量 PAGEREF _Toc374051783 h 13 HYPERLINK l _Toc374051784 1.5 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計 PAGEREF _Toc374051784 h 14 HYPERLINK l _Toc374051785 1.5.1 塔徑 PAGEREF _Toc374051785 h 14 HYPERLINK l _Toc374051786 1.6 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計與計算 PAGER

12、EF _Toc374051786 h 15 HYPERLINK l _Toc374051787 1.6.1 溢流裝置 PAGEREF _Toc374051787 h 15 HYPERLINK l _Toc374051788 1.6.1.1 溢流堰長（出口堰長） PAGEREF _Toc374051788 h 16 HYPERLINK l _Toc374051789 出口堰高 PAGEREF _Toc374051789 h 16 HYPERLINK l _Toc374051790 1.6.1.3 降液管的寬度和降液管的面積 PAGEREF _Toc374051790 h 17 HYPERLINK

13、 l _Toc374051791 1.6.1.4 降液管的底隙高度 PAGEREF _Toc374051791 h 18 HYPERLINK l _Toc374051792 1.6.2 塔板布置 PAGEREF _Toc374051792 h 19 HYPERLINK l _Toc374051793 1.6.2.1 塔板的分塊 PAGEREF _Toc374051793 h 19 HYPERLINK l _Toc374051794 1.6.2.2 邊緣區(qū)寬度確定 PAGEREF _Toc374051794 h 19 HYPERLINK l _Toc374051795 1.6.2.3 開孔區(qū)面積

14、計算 PAGEREF _Toc374051795 h 19 HYPERLINK l _Toc374051796 1.6.2.4 浮閥數(shù)計算及其排列 PAGEREF _Toc374051796 h 20 HYPERLINK l _Toc374051797 二 塔板的流體力學計算 PAGEREF _Toc374051797 h 22 HYPERLINK l _Toc374051798 2.1 塔板壓降 PAGEREF _Toc374051798 h 22 HYPERLINK l _Toc374051799 2.2 液泛計算 PAGEREF _Toc374051799 h 24 HYPERLINK

15、l _Toc374051800 霧沫夾帶的計算 PAGEREF _Toc374051800 h 25 HYPERLINK l _Toc374051801 塔板負荷性能圖 PAGEREF _Toc374051801 h 27 HYPERLINK l _Toc374051802 2.4.1 霧沫夾帶上限線 PAGEREF _Toc374051802 h 27 HYPERLINK l _Toc374051803 2.4.2 液泛線 PAGEREF _Toc374051803 h 28 HYPERLINK l _Toc374051804 2.4.3 液相負荷上限線 PAGEREF _Toc374051

16、804 h 30 HYPERLINK l _Toc374051805 2.4.4 氣體負荷下限線（漏液線） PAGEREF _Toc374051805 h 30 HYPERLINK l _Toc374051806 2.4.5 液相負荷下限線 PAGEREF _Toc374051806 h 31 HYPERLINK l _Toc374051807 三 板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備 PAGEREF _Toc374051807 h 32 HYPERLINK l _Toc374051808 3.1 塔頂空間 PAGEREF _Toc374051808 h 33 HYPERLINK l _Toc3740518

17、09 3.2 塔底空間 PAGEREF _Toc374051809 h 33 HYPERLINK l _Toc374051810 3.3 人孔數(shù)目 PAGEREF _Toc374051810 h 33 HYPERLINK l _Toc374051811 3.4 塔高 PAGEREF _Toc374051811 h 33 HYPERLINK l _Toc374051812 接管 PAGEREF _Toc374051812 h 34 HYPERLINK l _Toc374051813 3.5.1 進料管 PAGEREF _Toc374051813 h 34 HYPERLINK l _Toc3740

18、51814 3.5.2 回流管 PAGEREF _Toc374051814 h 35 HYPERLINK l _Toc374051815 3.5.3 塔頂蒸汽接管 PAGEREF _Toc374051815 h 35 HYPERLINK l _Toc374051816 3.5.4 釜液排出管 PAGEREF _Toc374051816 h 36 HYPERLINK l _Toc374051817 3.5.5 塔釜進氣管 PAGEREF _Toc374051817 h 36 HYPERLINK l _Toc374051818 法蘭 PAGEREF _Toc374051818 h 37 HYPER

19、LINK l _Toc374051819 3.7 筒體與封頭 PAGEREF _Toc374051819 h 37 HYPERLINK l _Toc374051820 3.7.1 筒體 PAGEREF _Toc374051820 h 37 HYPERLINK l _Toc374051821 3.7.2 封頭 PAGEREF _Toc374051821 h 37 HYPERLINK l _Toc374051822 3.7.3 裙座 PAGEREF _Toc374051822 h 38 HYPERLINK l _Toc374051823 3.7.4 除沫器 PAGEREF _Toc37405182

20、3 h 38 HYPERLINK l _Toc374051824 3.8 附屬設(shè)備設(shè)計 PAGEREF _Toc374051824 h 39 HYPERLINK l _Toc374051825 3.8.1 泵的計算及選型 PAGEREF _Toc374051825 h 39 HYPERLINK l _Toc374051826 3.8.2 冷凝器設(shè)計 PAGEREF _Toc374051826 h 40 HYPERLINK l _Toc374051827 3.8.2.1 設(shè)計任務(wù)和條件 PAGEREF _Toc374051827 h 40 HYPERLINK l _Toc374051828 3.

21、8.3 再沸器 PAGEREF _Toc374051828 h 45 HYPERLINK l _Toc374051829 3.8.4 預熱器 PAGEREF _Toc374051829 h 46 HYPERLINK l _Toc374051830 3.8.5 塔頂冷卻器 PAGEREF _Toc374051830 h 47 HYPERLINK l _Toc374051831 3.8.6 塔底冷卻器 PAGEREF _Toc374051831 h 48 HYPERLINK l _Toc374051832 四 計算結(jié)果總匯 PAGEREF _Toc374051832 h 50 HYPERLINK

22、l _Toc374051833 五 結(jié)束語 PAGEREF _Toc374051833 h 51 HYPERLINK l _Toc374051834 六 符號說明： PAGEREF _Toc374051834 h 52 HYPERLINK l _Toc374051835 附錄1浮閥精餾塔工藝條件圖 PAGEREF _Toc374051835 h 53 HYPERLINK l _Toc374051836 附錄2帶控制點工藝流程圖 PAGEREF _Toc374051836 h 53 HYPERLINK l _Toc374051837 參考文獻： PAGEREF _Toc374051837 h 5

23、3緒論1設(shè)計方案的思考通體由不銹鋼制造，塔節(jié)規(guī)格25100mm、高度0.51.5m，每段塔節(jié)可設(shè)置12個進料口/測溫口，亦可結(jié)合客戶具體要求進行設(shè)計制造各種非標產(chǎn)品。整個精餾塔包括：塔釜、塔節(jié)、進料罐、進料預熱器、塔釜液儲罐、塔頂冷凝器、回流比控制器、產(chǎn)品儲罐等。塔壓降由變送器測量，塔釜上升蒸汽量可通過采用釜液溫度或靈敏板進行控制，塔壓可采用穩(wěn)壓閥控制，并可裝載自動安全閥。為使塔身保持絕熱操作，采用現(xiàn)代化儀表控制溫度條件，并可在室溫300范圍內(nèi)任意設(shè)定。同時，為了滿足用戶的科研需要，每一段塔節(jié)內(nèi)的溫度、塔釜液相溫度、塔頂氣相溫度、進料溫度、回流溫度、塔頂壓力、塔釜壓力、塔釜液位、進料量等參數(shù)均

24、可以數(shù)字顯示。浮閥塔由于氣液接觸狀態(tài)良好，霧沫夾帶量小(因氣體水平吹出之故)，塔板效率較高，生產(chǎn)能力較大。浮閥塔應(yīng)用廣泛，對液體負荷變化敏感，不適宜處理易聚合或者含有固體懸浮物的物料，浮閥塔涉及液體均布問題在氣液接觸需冷卻時會使結(jié)構(gòu)復雜板式塔的設(shè)計資料更易得到，便于設(shè)計和對比，而且更可靠。浮閥塔更適合，塔徑不是很大，易氣泡物系，腐蝕性物系，而且適合真空操作。3工藝流程的確定原料液由泵從原料儲罐中引出，在預熱器中預熱后送入連續(xù)板式精餾塔F1型浮閥塔），塔頂上升蒸汽流采用強制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)冷卻至后送至產(chǎn)品槽；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供氣相流，塔釜殘液送至廢

25、熱鍋爐。一設(shè)備工藝條件的計算1.1設(shè)計方案的確定及工藝流程的說明本設(shè)計任務(wù)為分離苯-氯苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。設(shè)計中采用泡點進料（q=1），將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。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。由此，可以初步確定工藝流程的簡圖：圖1-1 苯氯苯分離的工藝流程簡圖1.2全塔的物料衡算1.2.1 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率苯和氯苯的相對摩爾質(zhì)量分別為78.11 kg/

26、kmol和112.61kg/kmol。1.2.2 平均摩爾質(zhì)量1.2.3 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率依題給條件：一年以300天，一天以24小時計，,全塔物料衡算：總物料衡算 苯物料衡算 聯(lián)立解得 ， 1.3塔板數(shù)的確定的求取苯-氯苯物系屬于理想物系，可采用梯級圖解法（MT法）求取，步驟如下：1.根據(jù)苯-氯苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點方程和露點方程求取依據(jù)，將所得計算結(jié)果列表如下：表1-1 苯氯苯在不同狀態(tài)下的相平衡數(shù)值溫度/8090100110120130140苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760兩相摩爾分率x10y10本題中，塔內(nèi)

27、壓力接近常壓（實際上略高于常壓），而表中所給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，因為操作壓力偏離常壓很小，所以其對平衡關(guān)系的影響完全可以忽略。1.3.2 確定操作的回流比R將表1-1中數(shù)據(jù)作圖得曲線圖1-2 苯氯苯混合液的xy相圖在圖上，因，查得，而，。故有：考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實際操作的回流比為最小回流比的2倍，即：求精餾塔的汽、液相負荷 精餾段操作線：提餾段操作線：提餾段操作線為過和兩點的直線。采用圖解法求理論板層數(shù),在x-y圖上作平衡曲線和對角線，并依上述方法作精餾段操作線和提鎦段。用autoCAD作圖，即為下圖：圖1-3 苯-氯苯物系精餾分離理論塔板數(shù)的圖解按上法圖解得到：總理論板層

28、數(shù) 塊（不包括再沸器）加料板位置 用Aspen plus 模擬時： 設(shè)回流比R=2Rmin ，如圖1-4圖1-4 用Aspen plus模擬取回流比則有圖1-5：圖1-5 用Aspen plus模擬理論板數(shù)結(jié)果顯示可以看出模擬的結(jié)果和用AutoCAD畫圖所得的結(jié)果基本相符1.3.4 實際塔板數(shù)（近似取兩段效率相同）精餾段：塊，取塊提餾段：塊，取塊總塔板數(shù)塊1.4操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算取每層塔板壓降為0.7kPa計算。塔頂：加料板：塔底： 精餾段平均壓強提鎦段平均壓強1.4.2 平均溫度利用表3-1數(shù)據(jù)，由拉格朗日差值法可得塔頂溫度 ，加料板 ，塔底溫度 ，精餾段平均溫度 提鎦段平均溫

29、度 塔頂：液相組成：氣相組成：所以， 加料版：液相組成：氣相組成：所以， 塔底：液相組成: 氣相組成: 1.4.4.1 液相平均密度表1-2 組分的液相密度（kg/m3）溫度，（）8090100110120130140苯817805793782770757745氯苯1039102810181008997985975純組分在任何溫度下的密度可由下式計算苯 ：氯苯 ：式中的t為溫度，塔頂：進料板： 塔底： 精餾段：提鎦段：精餾段：提鎦段：1.4.5 液體的平均表面張力表1-3 組分的表面張力溫度8085110115120131A苯B氯苯液體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: ，

30、用內(nèi)插法得， , 進料板液相平均表面張力的計算：由，用內(nèi)插法得， , 塔底液相平均表面張力的計算由，用內(nèi)插法得， , 精餾段液相平均表面張力為提鎦段液相平均表面張力為1.4.6 液體的平均粘度表1-4 不同溫度下苯氯苯的粘度溫度t，6080100120140苯mPas氯苯mPas液相平均粘度可用 表示1.4.6.1 塔頂液相平均粘度， ，1.4.6.2 進料板液相平均粘度，1.4.6.3 塔底液相平均粘度， ，,1.4.7 氣液相體積流量精餾段：汽相體積流量汽相體積流量液相體積流量液相體積流量提鎦段：汽相體積流量汽相體積流量液相體積流量液相體積流量1.5 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計1.5.1 塔徑精

31、餾段：初選塔板間距及板上液層高度，則：按Smith法求取允許的空塔氣速（即泛點氣速）查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得負荷因子泛點氣速：m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 精餾段的塔徑 按標準塔徑圓整取提鎦段：初選塔板間距及板上液層高度，則：按Smith法求取允許的空塔氣速（即泛點氣速）查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得圖1-6 Smith通用關(guān)聯(lián)圖負荷因子泛點氣速：m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為精餾段的塔徑按標準塔徑圓整取1.6 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計與計算1.6.1 溢流裝置因塔徑為0.6m，所以采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盤，且不設(shè)進口內(nèi)堰。1.6.1.1 溢流堰長（出口堰

32、長）取精餾段堰上溢流強度:,滿足強度要求。提鎦段堰上溢流強度:,滿足強度要求。對平直堰精餾段：由及，查化工原理課程設(shè)計圖3-6，即為下圖1-7得 圖1-7 液流收縮系數(shù)計算圖于是：（需采用齒形堰）由化工原理課程設(shè)計手冊可 ： 驗證： (設(shè)計合理)提鎦段：由及，查化工原理課程設(shè)計圖3-6得.05，于是：（滿足要求）驗證： (設(shè)計合理)1.6.1.3 降液管的寬度和降液管的面積由，查化工原理課程設(shè)計P108圖3-10得，即：，。圖1-8 弓形降液管的參數(shù)液體在降液管內(nèi)的停留時間精餾段：（滿足要求）提鎦段：（滿足要求）1.6.1.4 降液管的底隙高度精餾段：取液體通過降液管底隙的流速，則有： 故合理

33、提鎦段：取液體通過降液管底隙的流速，則有：（不宜小于0.020.025m，本結(jié)果滿足要求）。， 故合理。選用凹形受液盤，深度精餾段：塔板的詳細結(jié)構(gòu)如下圖1-7：圖1-9 精餾段塔板的結(jié)構(gòu)參數(shù)提餾段：塔板的詳細結(jié)構(gòu)如下圖1-8：圖1-10 提餾段塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)1.6.2 塔板布置1.6.2.1 塔板的分塊本設(shè)計塔徑為，故塔板采用整塊式。1.6.2.2 邊緣區(qū)寬度確定 取 1.6.2.3 開孔區(qū)面積計算 其中： 故 1.6.2.4 浮閥數(shù)計算及其排列精餾段：預先選取閥孔動能因子,由F0=可求閥孔氣速，即F-1型浮閥的孔徑為39mm，故每層塔板上浮閥個數(shù)為浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔

34、心則排間距考慮到塔徑比較小，而且采用塔板整塊，按，以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)實際孔速 閥孔動能因數(shù)為所以閥孔動能因子變化不大，仍在914的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實排數(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。精餾段浮閥孔的排列如下圖1-9：圖1-11 精餾段浮閥孔的排列提鎦段：預先選取閥孔動能因子,由F0=可求閥孔氣速即F-1型浮閥的孔徑為39mm，故每層塔板上浮閥個數(shù)為浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心則排間距 考慮到塔徑比較小，而且采用塔板整塊，按，以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)實際孔速： 閥孔動能因數(shù)為：所以閥孔動能因子變化不大，仍在914的合理范

35、圍內(nèi)，故此閥孔實排數(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。提餾段浮閥孔的排列如下圖1-10：圖1-12 提餾段浮閥孔的排列二 塔板的流體力學計算2.1 塔板壓降精餾段：（1）計算干板靜壓頭降由式可計算臨界閥孔氣速，即，可用算干板靜壓頭降，即（2） 計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氫化合物，可取充氣系數(shù)，已知板上液層高度： 所以依式（3）計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為提鎦段：(1)計算干板靜壓頭降由式可計算臨界閥孔氣速，即，可用算干板靜壓頭

36、降，即(2)計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氫化合物，可取充氣系數(shù)， 已知板上液層高度， 所以依式(3)計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為：2.2 液泛計算式精餾段(1)計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降前已計算(2)液體通過降液管的靜壓頭降因不設(shè)進口堰，所以可用式式中(3)板上液層高度：則 ， 為了防止液泛，按式：，取安全系數(shù)，選定板間距,從而可知，符合防止液泛的要求(4) 液體在降液管內(nèi)停留時間校核應(yīng)保證液體早降液管內(nèi)的停留時間大于35 s,才能使得液體所夾帶氣體釋出

37、。本設(shè)計可見，所夾帶氣體可以釋出。提鎦段(1)計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降前已計算(2)液體通過降液管的靜壓頭降因不設(shè)進口堰，所以可用式式中(3)板上液層高度：，則為了防止液泛，按式：，取安全系數(shù)，選定板間距,從而可知，符合防止液泛的要求(4) 液體在降液管內(nèi)停留時間校核應(yīng)保證液體早降液管內(nèi)的停留時間大于35 s,才能使得液體所夾帶氣體釋出。本設(shè)計可見，所夾帶氣體可以釋出。是否在小于10%的合理范圍內(nèi)，是通過計算泛點率來完成的。泛點率的計算時間可用式：和塔板上液體流程長度塔板上液流面積 圖2-1 泛點負荷因數(shù)精餾段：苯和氯苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，,在從泛點負荷因數(shù)圖中查得負

38、荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式及提鎦段：苯和氯苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，,在從泛點負荷因數(shù)圖中查得負荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式及為避免霧沫夾帶過量，對于小塔，泛點需控制在65%以下。從以上計算的結(jié)果可知，其泛點率都低于65%，所以霧沫夾帶量能滿足的。2.4.1 霧沫夾帶上限線對于苯氯苯物系和已設(shè)計出塔板結(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)的泛點率 (亦為上限值),利用式和便可作出此線。由于塔徑較小，所以取泛點率，依上式有精餾段：整理后得即 即為負荷性能圖中的線()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)任取兩個值便可依式算出相應(yīng)的。利用兩點確定

39、一條直線，便可在負荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。 00 02 004 0.0006 0.0008 0.0010 0.27 0.2678 0.2657 0.2636 0.2614 0.2593 提鎦段：整理后得即 即為負荷性能圖中的線() 00 02004 0.0006 0.0008 0.0010 0.25 0.2481 0.2461 0.2442 0.2423 0.2403 2.4.2 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 式中閥孔氣速與體積流量有如下關(guān)系 精餾段：式中

40、各參數(shù)已知或已計算出，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式。在操作范圍內(nèi)任取若干值，依 0.0000 02 004 0.0006 0.0008 0.0010 0.1579 0.1515 0.1461 0.1396 0.1318 0.1221 用上述坐標點便可在負荷性能圖中繪出液泛線，圖中的()。提鎦段：；代入上式整理后便可得與的關(guān)系，即 00 02 0.0004 0.0006 0.0008 0.0010 0.1650 0.1613 0.1580 0.1549 0.1519 用上述坐標點便可在負荷性能圖中繪出液泛線，圖中的()。2.4.3 液相負荷上限線為了使降液管中

41、液體所夾帶的氣泡有足夠時間分離出，液體在降液管中停留時間不應(yīng)小于35s。所以對液體的流量須有一個限制，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)最短停留時間為35秒。取為液體在降液管中停留時間的下限，所對應(yīng)的則為液體的最大流量,即液相負荷上限，于是可得精餾段：所得到的液相上限線是一條與氣相負荷性能無關(guān)的豎直線，即負荷性能圖中的線()。提鎦段：所得到的液相上限線是一條與氣相負荷性能無關(guān)的豎直線，即負荷性能圖中的線()。2.4.4 氣體負荷下限線（漏液線）對于F1型重閥，因5時，會發(fā)生嚴重漏液，故取計算相應(yīng)的氣相流量。精餾段：,即負荷性能圖中的線()。提鎦段：,即負荷性能圖中的線()

42、。2.4.5 液相負荷下限線取堰上液層高度作為液相負荷下限條件，作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。 、代入的值則可求出和精餾段：因用的是齒形堰，所以由查化工原理課程設(shè)計手冊可得:按上式作出的液相負荷下限線是一條與氣相流量無關(guān)的豎直線，見圖中的線().提鎦段：按上式作出的液相負荷下限線是一條與氣相流量無關(guān)的豎直線，見圖中的線().精餾段負荷性能圖如圖2-2：圖2-2 精餾段負荷性能圖在操作性能圖上，作出操作點A，連接OA，即為操作線。由圖8-1可知，液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負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，從負荷性能圖中可查得氣相負荷上

43、限,氣相負荷下限，所以可得 提餾段負荷性能圖如圖2-3：圖2-3 提餾段負荷性能圖在操作性能圖上，作出操作點A，連接OA，即為操作線。由圖8-2可知，液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負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，從負荷性能圖中可查得氣相負荷上限,氣相負荷下限所以可得三 板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備3.1 塔頂空間塔的頂部空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度HD是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，通常取HD2.0）HT。取除沫器到第一塊板的距離為。故取塔頂空間為：3.2 塔底空間塔底空間是指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。塔底

44、儲液空間是依儲存液量停留1015min而定的，塔底液面至最下層塔板之間保留12m。以保證塔底料液不致流空。塔的底部空間高度HB是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離：取3.3 人孔數(shù)目人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于進入任何一層塔板，由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會使制造時塔體的彎曲度難以達到要求， 對于D=600mm的板式塔， 每隔3塊塔板設(shè)置一個手孔；且裙座處取2個手孔。本塔中共15塊塔板，因此，在精餾段設(shè)置三個手孔，在提留段設(shè)置二個手孔。每個孔直徑為。在設(shè)置手孔處，板間距為300mm，裙座上應(yīng)開個手孔，直徑為 ，手孔伸入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒

45、棱和磨圓，手孔法蘭的密封面形及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設(shè)計也是如此。3.4 塔高板式塔的塔高如圖9-1所示，塔體總高度由下式?jīng)Q定： HD塔頂空間，m； HB塔底空間，m；HT塔板間距，m；Np實際塔板數(shù)； H1封頭高度；mH2裙座高度；m塔體總高度：3.5.1 進料管進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進料管、T型進料管、彎管進料管。本設(shè)計采用直管進料管，管徑計算如下：, ,則體積流量 取管內(nèi)流速則管徑查無隙鋼管標準，取進料管規(guī)格253 則管內(nèi)徑d=19mm進料管實際流速3.5.2 回流管采用直管回流管， 回流管的回流量,平均密度，塔頂液相平均摩爾質(zhì)量則液體流量取管內(nèi)流速，則回流管直徑查無

46、隙鋼管標準，取回流管規(guī)格203 則管內(nèi)直徑d=14mm回流管內(nèi)實際流速3.5.3 塔頂蒸汽接管塔頂汽相平均摩爾質(zhì)： 塔頂汽相平均密度：則蒸汽體積流量：取管內(nèi)蒸汽流速則查無隙鋼管標準，取回流管規(guī)格954 則實際管徑d=87mm塔頂蒸汽接管實際流速3.5.4 釜液排出管塔底 ，塔釜液相平均摩爾質(zhì)量 平均密度體積流量：取管內(nèi)流速則查無隙鋼管標準，取回流管規(guī)格則實際管徑d=14mm釜液排出管實際流速3.5.5 塔釜進氣管，塔釜汽相平均摩爾質(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1027 則實際管徑d=88mm塔釜進氣管實際流速根據(jù)HG5010-58標準，均選擇標準管法蘭，

47、平焊法蘭，結(jié)果如下：進料管接管法蘭：PN0.6DN20 HG 5010回流管接管法蘭：PN0.6DN15 HG 5010塔釜出料管接法蘭：PN0.6DN15 HG 5010塔頂蒸汽管法蘭：PN0.6DN90 HG 5010塔釜蒸汽進氣管法蘭：PN0.6DN90 HG 50103.7 筒體與封頭3.7.1 筒體 精餾段D=600mm，取壁厚， 材質(zhì)：Q235提餾段D=600mm，取壁厚， 材質(zhì)：Q2353.7.2 封頭 封頭采用橢圓形封頭。塔頂：由公稱直徑DN=600mm, 查板式塔曲面高度表得曲面高度 hi=175mm，直邊高度h02 3選用封頭 DN6008，JB/T 4746-2002塔釜

48、：由公稱直徑DN=600mm, 查板式塔曲面高度表得曲面高度 hi=175mm，直邊高度h02 3選用封頭 DN6008，JB/T 4746-20023.7.3 裙座由于裙座內(nèi)徑800mm，故裙座壁厚取16mm基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑：圓整 基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm 考慮到再沸器，裙座高度取2m， 地角螺栓直徑取M303.7.4 除沫器當空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴重，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。常用除沫器有折流板除沫器、絲網(wǎng)除沫器以及程流除沫器。本設(shè)計采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、質(zhì)量輕、空隙

49、大及使用方便等優(yōu)點。 設(shè)計氣速選取： 除沫器直徑：3.8 附屬設(shè)備設(shè)計3.8.1 泵的計算及選型進料溫度 已知進料量： 取管內(nèi)流速，則則管徑故可采用故可采用253的離心泵。則內(nèi)徑d=19mm，得：取絕對粗糙度為：； 則相對粗糙度為：摩擦系數(shù) 由 =0.0318進料口位置高度：h=（7-1）揚程：可選擇泵為IS50-32-2503.8.2 冷凝器設(shè)計3.8.2.1 設(shè)計任務(wù)和條件（1）設(shè)計任務(wù)設(shè)備形式：立式列管式冷凝器。（2）操作條件苯：冷凝溫度80.217，冷凝液于飽和溫度下離開冷凝器；冷卻介質(zhì):為井水，流量30000kg/h,入口溫度t1=25，出口溫度 t2=30允許壓降：不大于；每年按3

50、00天，每天按24h連續(xù)運行。（3）設(shè)計要求選擇適宜的列管式換熱器并進行核算。3.8.2.2 設(shè)計計算此為一側(cè)流體為恒溫的列管式換熱器的設(shè)計。（1）確定流體流動空間冷卻水走管程，苯走殼程，有利于苯的散熱和冷凝。（2）計算流體的定性溫度，確定流體的物性數(shù)據(jù)苯液體在定性溫度（）下的物性數(shù)據(jù)（查化工原理附錄）：井水的定性溫度：兩流體的溫差，故選固定管板式換熱器。兩流體在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)見表3-1：表3-1 兩流體在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)物性名稱溫度密度黏度比熱容導熱系數(shù)苯井水(3)計算熱負荷（4）計算有效平均溫度差（5）選取經(jīng)驗傳熱系數(shù)K值根據(jù)管程走井水，殼程走苯，總傳熱系數(shù),現(xiàn)暫取。(6)估算換

51、熱面積（7）立式固定管板式換熱器的規(guī)格如下：公稱直徑 公稱換熱面積A 管程數(shù)管數(shù)n 管長L 管子直徑管子排列方式換熱器的實際換熱面積：該換熱器所要求的總傳熱系數(shù):(8)核算總傳熱系數(shù)計算管程對流傳熱系數(shù) 計算殼程對流傳熱系數(shù)因為立式管殼式換熱器，殼程為苯飽和蒸汽冷凝為飽和液體后離開換熱器，故可按蒸汽在垂直管外冷凝的計算公式計算 現(xiàn)假設(shè)管外壁溫,則冷凝液膜的平均溫度為：，這與其飽和溫度很接近，故在平均膜溫下的物性可沿用飽和溫度下的數(shù)據(jù)，在層流下：確定污垢熱阻。，總傳熱系數(shù)所選該換熱器的安全系數(shù)為:表明該換熱器的傳熱面積裕度符合要求。核算壁溫與冷凝液流型。核算壁溫時，一般忽略管壁熱阻，按以下近似計

52、算公式計算：這與假設(shè)相符合，可以接受。核算流型：冷凝負荷（9）計算壓強降取碳鋼的管壁粗糙度為0.1mm,則而于是：對的管子有計算殼程壓力降殼程為恒溫恒壓蒸汽冷凝，可忽略壓降。由此可知，所選換熱器是合適的。3.8.3 再沸器塔底溫度tw= 用t0=150的蒸汽，釜液出口溫度t1=142則 由tw= 查液體比汽化熱共線圖得則取傳熱系數(shù) 則傳熱面積查化工原理上冊書附錄十九選立式管板式換熱器的規(guī)格如下：公稱直徑 公稱換熱面積A 管程數(shù)管數(shù)n 管長L 管子直徑管子排列方式換熱器的實際換熱面積：該換熱器要求的總換熱系數(shù)：。3.8.4 預熱器(1)熱負荷進料板的溫度: (2)加熱蒸汽用量選用(表壓)的飽和蒸

53、汽加熱,溫度為,考慮的熱損失, （3）平均溫差（4）換熱系數(shù)查手冊,取(5)換熱面積考慮的熱損失, 查化工原理上冊書附錄十九選立式管板式換熱器的規(guī)格如下：公稱直徑 公稱換熱面積A 管程數(shù)管數(shù)n 管長L 管子直徑管子排列方式換熱器的實際換熱面積：該換熱器要求的總換熱系數(shù)：。3.8.5 塔頂冷卻器(1)熱負荷塔頂?shù)臏囟? (2)冷卻水用量冷卻介質(zhì):為井水，入口溫度t1=25，出口溫度 t2=30井水的定性溫度：， （3）平均溫差（4）換熱系數(shù)查手冊,取(5)換熱面積查化工原理上冊書附錄十九選立式管板式換熱器的規(guī)格如下：公稱直徑 公稱換熱面積A 管程數(shù)管數(shù)n 管長L 管子直徑管子排列方式換熱器的實際

54、換熱面積：該換熱器要求的總換熱系數(shù)：。3.8.6 塔底冷卻器(1)熱負荷塔底的溫度: (2)冷卻水用量冷卻介質(zhì):為井水，入口溫度t1=30，出口溫度 t2=45井水的定性溫度：， （3）平均溫差（4）換熱系數(shù)查手冊,取(5)換熱面積查化工原理上冊書附錄十九選立式管板式換熱器的規(guī)格如下：公稱直徑 公稱換熱面積A 管程數(shù)管數(shù)n 管長L 管子直徑管子排列方式換熱器的實際換熱面積：該換熱器要求的總換熱系數(shù)：。四 計算結(jié)果總匯序號精餾段項目數(shù)值序號提餾段項目數(shù)值1平均溫度tm/1平均溫度tm/2平均壓力pm/kPa2平均壓力pm/kPa3氣相流量Vs/(m3/s)3氣相流量Vs/(m3/s)4液相流量L

55、s/(m3/s)4液相流量Ls/(m3/s)5汽相平均密度（kg/m3）5汽相平均密度（kg/m3）6實際總塔板數(shù)86實際塔板數(shù)77塔徑/m7塔徑/m8板間距/m8板間距/m9溢流形式單溢流9溢流形式單溢流10降液管形式弓形10降液管形式弓形11堰長/m11堰長/m12堰高/m12堰高/m13板上液層高度/m13板上液層高度/m14堰上液層高度/m14堰上液層高度/m15降液管底隙高度/m15降液管底隙高度/m16安定區(qū)寬度/m16安定區(qū)寬度/m17邊緣區(qū)寬度/m17邊緣區(qū)寬度/m18閥孔直徑/m18閥孔直徑/m19閥孔數(shù)目1319閥孔數(shù)目1520孔中心距/m20孔中心距/m21開孔率/%21開孔率/%22空塔氣速/(m/s)22空塔氣速/(m/s)23閥孔氣速/(m/s)23閥孔氣速/(m/s)24單板壓降/KPa24單板壓降/KPa25泛點率（%）25泛點率（%）26氣相負荷上限/(m3/s)26氣相負荷上限/(m3/s)27氣相負荷下限/(m3/s)27氣相負荷下限/(m3/