苯-甲苯二元物系浮閥精餾塔設(shè)計(jì)課程設(shè)計(jì)

吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)題目： 苯—甲苯二元物系浮閥精餾塔設(shè)計(jì)教學(xué)院化工與生物技術(shù)學(xué)院專業(yè)班級(jí)化工1104班學(xué)生姓名 李琦學(xué)生學(xué)號(hào) 11110422指導(dǎo)教師 劉保雷2013年12月02日吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)專業(yè) 化學(xué)工程與工藝 班級(jí) 化工1104班 設(shè)計(jì)人 李琦一、設(shè)計(jì)題目苯---- 甲苯二元物系浮閥精餾塔的設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)條件：常壓 P 1atm（絕壓）處理量：80kmol/h進(jìn)料組成 0.45 餾出液組成 0.98釜液組成 0.03 （以上均為摩爾分率）加料熱狀況 q=0.97塔頂全凝器 泡點(diǎn)回流回流比 R (1.1 2.0)Rmin單板壓降：

0.7kpa三、設(shè)計(jì)任務(wù)：1、精餾塔的工藝設(shè)計(jì)，包括物料衡算、熱量衡算、浮閥塔的設(shè)計(jì)計(jì)算。2、繪制帶控制點(diǎn)的工藝流程圖、精餾塔設(shè)備條件圖（手繪 A2）。3、撰寫精餾塔的設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)。吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)目錄摘要.................................................................-1-緒論..................................................................-2-1.精餾塔概述................................................................-2-2.儀器的選用...................................................................3第一章設(shè)計(jì)方案.........................................................41.1裝置流程的確定...........................................................41.2操作壓力的選擇...........................................................41.3進(jìn)料狀況的選擇...........................................................51.4加熱方式的選擇...........................................................51.5回流比的選擇.............................................................5第二章塔板的工藝的計(jì)算.....................................................62.1主要基礎(chǔ)物性參數(shù).........................................................62.2精餾塔物料衡算...........................................................72.3各段理論塔板數(shù)的計(jì)算.....................................................82.3.1相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算.....................................................82.3.2最小回流比的計(jì)算.....................................................92.3.3精餾塔氣液相負(fù)荷.....................................................92.3.4操作線方程的確定....................................................102.3.5精餾塔理論塔板的確定................................................102.3.6板效率的計(jì)算：......................................................112.3.7實(shí)際板數(shù)的計(jì)算及全塔效率的計(jì)算......................................12第三章精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)............................................133.1精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算....................................133.1.1操作壓力計(jì)算........................................................133.1.2液相平均表面張力計(jì)算................................................133.1.3熱量衡算............................................................14吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)3.1.4平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算..................................................173.1.5平均密度計(jì)算........................................................183.2塔體工藝尺寸的計(jì)算......................................................203.2.1精餾塔塔徑的計(jì)算....................................................203.2.2精餾塔有效塔高的計(jì)算................................................213.3塔板工藝尺寸的計(jì)算......................................................223.3.1溢流裝置的設(shè)計(jì)...................................................-22-3.3.2浮閥布置設(shè)計(jì)........................................................233.3.3浮閥板流體力學(xué)驗(yàn)算..................................................253.4塔板負(fù)荷性能圖..........................................................283.4.1液沫夾帶線的繪制....................................................283.4.2液泛線的繪制........................................................293.4.3漏液線的繪制........................................................303.4.4液相負(fù)荷的下限線的繪制..............................................303.4.5液相負(fù)荷的上限線的繪制..............................................303.4.6小結(jié)................................................................32第四章輔助設(shè)備及選型.......................................................334.1接管的計(jì)算與選擇........................................................334.1.1進(jìn)料管的選擇........................................................334.1.2回流管的選擇........................................................334.1.3釜底出口管路的選擇..................................................344.1.4塔頂蒸汽管..........................................................344.1.5加料蒸汽管的選擇....................................................354.1.6塔頂封頭的設(shè)計(jì)......................................................354.1.7裙座的計(jì)算..........................................................354.1.8人孔的設(shè)計(jì)..........................................................354.1.9法蘭................................................................36吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)第五章塔總體高度的計(jì)算....................................................375.1塔的頂部空間高度........................................................375.2塔的底部空間高度........................................................375.3塔總體高度..............................................................37第六章附屬設(shè)備計(jì)算.......................................................386.1冷凝器的選擇............................................................386.2再沸器的選擇............................................................386.3設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總........................................................40結(jié)束語(yǔ)......................................................................41主要符號(hào)說(shuō)明................................................................42參考文獻(xiàn)....................................................................43化工原理課程設(shè)計(jì)教師評(píng)分表..................................................44教師評(píng)語(yǔ).................................................................45吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)摘 要本次設(shè)計(jì)的浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計(jì)針對(duì)二元物系的精餾問(wèn)題進(jìn)行分析、計(jì)算、核算、繪圖，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過(guò)程，該設(shè)計(jì)方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。本文設(shè)計(jì)了浮閥精餾塔及其附屬元件的尺寸、 管線路線的鋪設(shè)，并對(duì)摩爾分?jǐn)?shù)為0.45的苯—甲苯二元溶液進(jìn)行精餾過(guò)程，其中塔頂使用全凝器，部分回流。按逐板計(jì)算理論板數(shù)為16。由平均粘度得到全塔效率為51.61%，從而得到了塔的精餾段實(shí)際板數(shù)為16塊，提餾段實(shí)際板數(shù)為15。實(shí)際加料位置在第17塊板。確定了塔的主要工藝尺寸，塔板采用單溢流弓型降液管齒型堰如塔徑 1.2米等。且經(jīng)過(guò)液泛線，漏液線，液相負(fù)荷上限，液相負(fù)荷下限的校核，確定了操作點(diǎn)符合操作要求。精餾段的操作彈性為4.24，提餾段的操作彈性為3.88，符合操作要求。關(guān)鍵詞：苯 甲苯 精餾塔 浮閥 操作彈性-1-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)緒 論精餾塔概述精餾塔（fractionating column）是進(jìn)行精餾的一種塔式汽液接觸裝置， 又稱為蒸餾塔。有板式塔與填料塔兩種主要類型。根據(jù)操作方式又可分為連續(xù)精餾塔與間歇精餾塔。關(guān)于各種類型塔板的介紹主要的塔板型式有：泡罩塔板；浮閥塔板；篩孔塔板；舌形塔板（斜孔塔板） ；網(wǎng)孔塔板；垂直浮閥；多降液管塔板；林德浮閥；無(wú)溢流塔板。⑴ 泡罩塔板泡罩塔板的氣體通道是由升氣管和泡罩構(gòu)成的。 升氣管是泡罩塔區(qū)別于其它塔板的主要結(jié)構(gòu)特征。這種結(jié)構(gòu)不僅結(jié)構(gòu)過(guò)于復(fù)雜， 制造成本高，而且氣體通道曲折多變、 干板壓降達(dá)、液泛氣速低、生產(chǎn)能力小。⑵ 浮閥塔板浮閥塔板是對(duì)泡罩塔板的改進(jìn)，取消了升氣管，在塔板開(kāi)孔上訪設(shè)置了浮閥，浮閥可根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開(kāi)度。 氣量較小時(shí)可避免過(guò)多的漏液， 氣量較大時(shí)可使氣速不致過(guò)高，降低了壓降。⑶ 篩孔塔板篩孔塔板是最簡(jiǎn)單的塔板， 造價(jià)低廉，只要設(shè)計(jì)合理，其操作彈性是可以滿足生產(chǎn)需要的，目前已成為應(yīng)用最為廣泛的一種板型。⑷ 舌形塔板舌形塔板是為了防止過(guò)量液沫夾帶而設(shè)計(jì)的一種塔型，由舌孔噴出的氣流方向近于水平，產(chǎn)生的液滴幾乎不具有向上的初速度。同時(shí)從舌孔噴出的氣流，通過(guò)動(dòng)量傳遞推動(dòng)液體流動(dòng)，降低了板上液層厚度和塔板壓降。⑸ 網(wǎng)孔塔板網(wǎng)孔塔板采用沖有傾斜開(kāi)孔的薄板制造，具有舌形塔板的特點(diǎn)，并易于加工。⑹ 垂直浮閥垂直浮閥是在塔板上開(kāi)有若干直徑為100-200mm的大圓孔，孔上設(shè)置圓柱形泡罩，泡罩下緣于塔板有一定的間隙，泡罩側(cè)壁開(kāi)有許多篩孔。氣流噴射方向是水平的，液滴在垂直方向的初速度為零，液沫夾帶量很小。⑺ 多降液管塔板在普通浮閥上設(shè)置多根降液管以適應(yīng)大液體量的要求，降液管為懸掛式。⑻ 林德浮閥林德浮閥是專為真空精餾設(shè)計(jì)的高效低壓降塔板， 在整個(gè)浮閥上布置一定數(shù)量的導(dǎo)向斜-2-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)孔，并在塔板入口處設(shè)置鼓泡促進(jìn)裝置。⑼ 無(wú)溢流塔板無(wú)溢流塔板是一種簡(jiǎn)易塔板， 只是一塊均勻開(kāi)有一定縫隙或篩孔的圓形平板， 無(wú)降液管，結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低廉。儀器的選用浮閥精餾塔是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的汽液傳質(zhì)設(shè)備。浮閥塔板是對(duì)泡罩塔板的改進(jìn)，取消了升氣管，在塔板開(kāi)孔上訪設(shè)置了浮閥，浮閥可根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開(kāi)度。氣量較小時(shí)可避免過(guò)多的漏液，氣量較大時(shí)可使氣速不致過(guò)高，降低了壓降。產(chǎn)品采出進(jìn)料飽和蒸汽塔底物料采出精餾框架簡(jiǎn)圖-3-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)第一章 設(shè) 計(jì) 方 案1.1裝置流程的確定蒸餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器，蒸餾釜（再沸器），冷凝器，釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)。按過(guò)程按操作方式的不同，分為聯(lián)組整流和間歇蒸餾兩種流程。連續(xù)蒸餾有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點(diǎn)，工業(yè)生產(chǎn)中以連續(xù)蒸餾為主。間歇蒸餾具有操作靈活，適應(yīng)性強(qiáng)等優(yōu)點(diǎn)，適合于小規(guī)模，多品種或多組分物系的初步分離。蒸餾通過(guò)物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝實(shí)現(xiàn)分離，熱量自塔釜輸入，由冷凝器中的冷卻質(zhì)將余熱帶走。在此過(guò)程中，熱能利用率很低，為此，在確定裝置流程時(shí)應(yīng)考慮余熱的利用。譬如，用余料作為塔頂產(chǎn)品（或釜液產(chǎn)品）冷卻器的冷卻介質(zhì)，既可以將原料預(yù)熱，又可以節(jié)約冷卻質(zhì)。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵這節(jié)送入塔原料外也可以用高位槽送料，以免受泵操作波動(dòng)的影響。塔頂冷凝裝置可采用全冷凝器，分冷凝器兩種不同的設(shè)置。甲醇和水不反應(yīng)，且容易冷凝，故使用全凝器，用水冷凝。塔頂出來(lái)的氣體溫度不高，冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高，無(wú)需進(jìn)一步冷卻，此次分離也是希望得到甲醇，選用全凝器符合要求。總之，確定流程時(shí)要較全面，合理地兼顧設(shè)備，操作費(fèi)用，操作控制及安全諸因素。1.2 操作壓力的選擇蒸餾過(guò)程中按操作壓力不同，分為常壓蒸餾，減壓蒸餾和加壓蒸餾。一般地，除熱明性物系，凡通過(guò)常壓蒸餾能夠?qū)崿F(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來(lái)的物系，都能采用常壓蒸餾；對(duì)熱敏性物系或者混合物泡點(diǎn)過(guò)高的物系，則宜采用減壓蒸餾；對(duì)常壓下餾出物冷凝溫度過(guò)低的物系，需提高塔壓或者采用深井水，冷凍鹽水作為冷卻劑；而常壓下呈氣態(tài)的物系必須采用加壓蒸餾。甲苯和苯在常壓下就能夠分離出來(lái)，所以本實(shí)驗(yàn)在常壓下操作就可以。-4-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)1.3進(jìn)料狀況的選擇進(jìn)料狀況一般有冷液進(jìn)料，泡點(diǎn)進(jìn)料。對(duì)于冷液進(jìn)料，當(dāng)組成一定時(shí)，流量一定對(duì)分離有利，節(jié)省加熱費(fèi)用。采用泡點(diǎn)進(jìn)料不僅對(duì)穩(wěn)定操作較為方便，且不受季節(jié)溫度影響。綜合考慮，設(shè)計(jì)上采用泡點(diǎn)進(jìn)料。泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，基于恒摩爾流假定，精餾段和提餾段上升蒸汽的摩爾流量相等， 故精餾段和提餾段塔徑基本相等， 制造上較為方便。1.4加熱方式的選擇加熱方式可分為直接蒸汽和間接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱直接由塔底進(jìn)入塔內(nèi)。由于重組分是水，故省略加熱裝置。但在一定的回流比條件下，塔底蒸汽回流液有稀釋作用，使理論板數(shù)增加，費(fèi)用增加。間接蒸汽加熱使通過(guò)加熱器使釡液部分汽化。上升蒸汽回流下來(lái)的冷液進(jìn)行傳質(zhì)，其優(yōu)點(diǎn)是釜液部分汽化，維持原來(lái)的濃度，以減少理論塔板數(shù)，其缺點(diǎn)是增加加熱裝置。本設(shè)計(jì)塔釡采用間接加熱蒸汽，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。1.5 回流比的選擇回流方式可分為重力回流和強(qiáng)制回流。對(duì)于小型塔，回流冷凝器一般安裝在塔頂。其優(yōu)點(diǎn)是回流冷凝器無(wú)需支持結(jié)構(gòu)，其缺點(diǎn)是回流冷凝器回流控制較。如果需要較高的塔頂處理或塔板數(shù)較多時(shí)， 回流冷凝器不宜安裝在塔頂。 因?yàn)樗斃淠鞑灰寻惭b，檢修和清理。在這種情況下，可采用強(qiáng)制回流，塔頂上蒸汽采用冷凝器冷卻以冷回流流入塔中。由于本次設(shè)計(jì)為小型塔，故采用重力回流。本設(shè)計(jì)物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比卻最小回流比的1.5倍。-5-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)第二章 塔板的工藝的計(jì)算§2.1主要基礎(chǔ)物性參數(shù)表2—1苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量沸點(diǎn)臨界溫度臨界壓強(qiáng)苯ACH78.1180.1288.54833.266甲苯BC6H5－CH392.13110.6318.574107.7表2—2液相密度ρkg/m3溫度8090100110120A815803.9792.5780.3768.9B810800.2790.3780.3770.0表2—3表面張力σmN/m溫度8090100110120A21.2720.0618.8517.6616.49B21.6920.5919.9418.4117.31表2—4 粘度μLmPa溫度8090100110120A0.3080.2790.2550.2330.215B0.3110.2860.2640.2540.228-6-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)表2—5 汽化熱γkJ/kg溫度8090100110120A394.1386.9379.3371.5363.2B379.9373.8367.6361.2354.6§2.2精餾塔物料衡算加料量：F=80Kmol/hFDW原料組成:X=0.45塔頂組成：X=0.98塔底組成:X=0.03總物料衡算D+W=80輕組分(苯)物料衡算800.45=0.98D+0.03W聯(lián)立兩式可解得D=35.37kmol/hW=44.63kmol/h平均相對(duì)分子質(zhì)量:MF=78.11×0.45+92.14×﹙1-0.45﹚=85.83㎏／kmolMD=78.11×0.98﹢92.14×（1-0.98）=78.39㎏／kmolMW=78.11×0.03+92.14×﹙1-0.03)=91.12㎏／kmol故質(zhì)量流量：D'=D×MD=35.37×78.39㎏／h=2772.6543㎏／hW'=W×MW=44.63×91.72㎏／h=4093.4636㎏／hF'=F×MF=80×85.83㎏／h=6866.40㎏／h質(zhì)量分率：xD'=9878.110.97659878.11292.14同理可得：xW'=0.0255xF,=0.4095-7-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)§2.3各段理論塔板數(shù)的計(jì)算2.3.1 相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算表2-6常壓下苯---甲苯氣液平衡組成與溫度關(guān)系苯/%(mol分率)苯/%(mol分率)苯/%(mol分率)液相氣相溫度液相氣相溫度液相氣相溫度/℃/℃/℃00110.639.761.895.280.391.484.48.821.2106.148.971.092.190.395.782.320.050.098.670.085.386.8100.0100.080.2利用表中數(shù)據(jù)由插值法可求得tF,tD,tW對(duì)于塔頂，X=0.98時(shí)，有：D9895tD81.2得:tD=80.6℃1009580.281.2同理：對(duì)于進(jìn)料組成XF=0.45時(shí)，有：59.248.989.492.1得tF=91.4℃4548.9tF92.1對(duì)于塔釜：X0.03，有：W=03110.6tW得tW=108.79℃08.8110.6106.1苯—甲苯的飽和蒸汽壓可用安托因方程求解，即：Lgp0=A-B式中：t：物系溫度，單位：℃tCp0：飽和蒸汽壓/Kpa，A,B,C,—Antoine 常數(shù)，見(jiàn)如下表：組分ABC苯(A)6.0231206.35220.24甲苯(B)6.0781343.94219.58lgpAo6.0321206.35即：苯-甲苯的安托因方程分別為：t220.241343.94lgpo6.078Bt219.58-8-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)lgpAo6.0321206.35pAo103.04Kpa對(duì)于塔頂：tD80.4℃，則：80.6220.24lgpBo1343.94pBo6.07839.90Kpa80.6219.58a頂pAo103.042.582pBo39.90lgpAo6.0321206.35pAo229.09Kpa同理塔底：tW109.07℃，則：109.07220.241343.94lgpBo6.078pBo97.50Kpa109.07219.58a底pAo229.092.350pBo97.50相對(duì)揮發(fā)度ama頂a底＝2.582＝2.4632.350從而得到相平衡方程 :x=

y y( 1)y 2.463 1.463y2.3.2 最小回流比的計(jì)算最小回流比的確定：1xD1xD1.43RminxF1xF1操作回流比：R=1.5Rmin=2.152.3.3 精餾塔氣液相負(fù)荷精餾段： L=RD=2.15×35.37=76.05kmol/hV=(R+1)D=(2.15+1)35.37=111.42kmol/h提餾段： L' L qF 76.05+0.99×80=155.25kmol/hV' V (q 1)F 111.42+(0.99-1) ×80=110.62kmol/h-9-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)2.3.4 操作線方程的確定精餾段操作線方程為：yn1RxnxD2.15xn0.980.68xn0.31R1R12.1512.151提餾段操作線方程為：L'WxWyn1V'xnV'1.4xn0.0122.3.5 精餾塔理論塔板的確定由于塔頂是全凝器所以有 y1 xD 0.98y1x1 0.95212.463 1.463y1由精餾段操作線方程 y=0.68x+0.31 得y2=0.9575y2由平衡線方程可得 x2 0.952142.463 1.463y2同理可算出如下值：y30.9229;x30.9014y40.8740;x40.8294y50.8118;x50.7379y60.7428;x60.6365y70.6770;x70.5398y80.6227;x80.4598y90.5828;x90.4012xF所以第9塊為進(jìn)料板，以下交替使用提餾段操作線方程與相平衡方程：y100.5497;x100.3313y0.4519;x0.25081111y0.3391;x120.172412y0.2294;x130.107813y0.1390;x140.061514y0.0741;x150.031515y0.0321;x160.0133x16W所以總理論板數(shù)為16塊（包含再沸器）精餾段理論板數(shù)為8，第9塊為進(jìn)料板，提餾段理論板數(shù)為8（含再沸器）-10-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)2.3.6 板效率的計(jì)算：對(duì)于進(jìn)料，tF=93.12℃，由安托因方程可得：lgPAo6.0321206.35PAo148.94Kpa93.12220.24lgPBo6.0781343.94PBo60.26Kpa93.12219.58aFpAo148.942.472po60.26B又aD2.582，aW2.350精餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度aDaF2.5822.472a122.5272aWaF2.3502.472提餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度a222.4112又tD80.6℃，tW109.07℃精餾段平均溫度：tFtD93.1280.6t1286.86℃2提餾段平均溫度：tFtW93.12109.07t22101.095℃2用內(nèi)插法求 tD、tF、tW下苯，甲苯的粘度。tD=80.6℃，tF=93.12℃，tW=109.07℃∴t1=tDtF86.86℃2tWtF101.095℃t22t1=86.86℃908086.86800.2881mPas0.2790.308,L苯L苯0.308908086.8680,L甲苯0.2909mPa·s0.2860.3110.308L甲苯t2=101.095℃100110101.095110,L苯0.2526mPa·s0.2550.233L苯0.233100110101.095110,L甲苯0.2629mPa·s0.2640.254L甲苯0.254-11-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)精餾段：液相組成xDxF0.715x12提餾段：液相組成xwxF0.24x22精餾段液相平均粘度：1=L苯x1+L甲苯（1-x1）=0.2889mPa·s提餾段液相平均粘度：2=L苯x2+L甲苯（1-x2）=0.2604mPa·s2.3.7 實(shí)際板數(shù)的計(jì)算及全塔效率的計(jì)算塔板效率用奧康奈爾公式ET0.49(αμL)0.245計(jì)算，其中：-----塔頂與塔底平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度；L-----塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度，mPa·s。精餾段 : 已知， 2.527， 1=0.2889mPa·s所以：ET,10.49(2.5270.2889)0.245=0.5293，NT8塊Np精0.529316ET提餾段 : 已知 2.411， 2 0.2604mPa·s所以：ET,20.49(2.4110.2604)0.245=0.5492，Np提N‘T815塊’0.5492ET故全塔所需實(shí)際塔板數(shù)：NpNp精Np提161531(包括再沸器)全塔效率：ETNT16100%51.61%Np31實(shí)際進(jìn)料位置為第16塊板，實(shí)際塔板數(shù)N=31塊。-12-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)§3.1精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算3.1.1 操作壓力計(jì)算塔頂壓強(qiáng) PD=101.325kPa，每層塔板壓降 P=0.7kPa，進(jìn)料板壓力 PF=101.325+16×0.7=112.525kPa，塔底壓力 PW=101.325+31×0.7=123.025kPa精餾段平均操作壓強(qiáng)Pm=(101.325+112.525)/2=106.925kPa提餾段平均操作壓強(qiáng)Pm’=(112.525+123.025)/2=117.775kPa全塔平均操作壓力106.925117.775p112.35KPa23.1.2 液相平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力計(jì)算依公式 Lm= i i 計(jì)算表3-1液體表面張力[1]溫度8090100110120t，℃A苯m21.2720.0618.8517.6616.49N/mB甲苯21.6920.5919.9418.4117.31mN/m用內(nèi)插法求 tD、tF、tW下苯，甲苯的表面張力。tD=80.6℃908080.680,BD21.624mN/m20.5921.69BD21.69-13-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)908080.680,AD21.1974mN/m20.0621.27AD21.27LDmADxDBD1xD21.19740.9821.62410.9821.2059mN/mtF=93.12℃，1009093.1290,18.8520.06AF20.061009093.1290,19.9420.59BF20.59

AFBF

20.4375mN/m20.7928mN/mLFm AFxF BF 1 xF 20.43750.45 20.7928 1 0.45 20.6329mN/mtW=109.07℃，110100109.07100,AW17.6618.85AW18.85110100109.07100,BW18.4119.94BW19.94

19.9293mN/m21.3277mN/mLWmAWxWBW1xW19.92930.0321.327710.0321.2857mN/m精餾段液相平均表面張力:Lm1(LDmLFm)/221.205920.6392/220.9194mN/m提餾段液相平均表面張力：Lm2(LFmLWm)/220.632921.2857/220.9593mN/m3.1.3 熱量衡算加熱介質(zhì)的選擇選用飽和水蒸氣，溫度 140℃，工程大氣壓為 3.9atm.原因：水蒸氣清潔易得，不易結(jié)垢，不腐蝕管道，飽和水蒸氣冷凝放熱值大，而水蒸氣壓力越高冷凝溫差越大，管程數(shù)相應(yīng)減小，但蒸汽壓力不宜過(guò)高。熱量衡算：由上面知道塔頂溫 tD=80.6℃，tW=109.07℃，tF=93.12℃由不同溫度下苯和甲苯的摩爾汽化熱公式： Cp=a+bT+cT2-14-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)查表得，對(duì)于苯， a=-1.71,b=0.32477,c=-0.00011058對(duì)于甲苯，a=2.41,b=0.391177,c=-0.00013065求得在tD、tF、tw下的苯和甲苯的汽化熱（單位： kJ/(kmolK)），Cp1和Cp2分別代表苯和甲苯的汽化熱。tD=80.6℃tW=109.07℃tF=93.12℃tD=80.6℃

Cp199.43kJ/(kmolK)Cp2138.54kJ/(kmolK)CpDCp1xDCp2(1xD)kJ/(kmolK)=100.21kJ/(kmolK)Cp1137.13kJ/(kmolK)Cp2182.22kJ/(kmolK)CpWCp1xWCp2(1xW)=180.87kJ/(kmolK)Cp199.43kJ/(kmolK)Cp2138.54kJ/(kmolK)CPCP1xFCP2(1xF)=120.94kJ/(kmolK)r1393.776KJ/Kgr2379.625KJ/Kgrr1xDr2(1xD)=393.7760.98379.625(10.98)=393.49KJ/Kg塔頂MDM1xDM2(1xD)=78.110.9892.14(10.98)78.39kg/kmol1）0℃時(shí)塔頂氣體上升的焓QV塔頂以0℃為基準(zhǔn)，QV VCpDtD V MD-15-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)111.42 100.21 80.6 111.42 393.49 78.394336756.883KJ/h（2）回流液的焓 QR此為泡點(diǎn)回流，據(jù) t x y圖查得此時(shí)組成下的泡點(diǎn) tD，用內(nèi)插法求得回流液組成下的tD'=80.41℃,在此溫度下：Cp199.83kJ/(kmolK)Cp2124.38kJ/(kmolK)CpCp1xDCp2(1xD)99.830.98124.38(10.98)=100.32 kJ/(kmol K)QRLCPRtR76.05100.3280.41613474.9078KJ/h（3）塔頂餾出液的焓QD因餾出口與回流口組成一樣，所以pD100.32/()CkJkmolKQDLCpDtD35.37100.3280.6285994.463（4）冷凝器消耗的焓QCQC QV QR QD 4336756.883613474.9078284994.463 3438287.512kJ/h（5）進(jìn)料口的焓 QFQF FCPFtF 80120.9493.12 900954.62KJ/h（6）塔底殘留液的焓QWWCPWtW44.63180.87109.07880437.9189KJ/h（7）再沸器QB（全塔范圍列衡算式）塔釜熱損失為10%，則0.9Q損0.1QFQCQWQDQ設(shè)再沸器損失能量損-16-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)加熱器實(shí)際熱負(fù)荷0.9QB QC QW QD QF3702765.27kJ/hQB 4114183.633kJ/h表格3-2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平均比熱kJ/(kmol.K)120.94--100.32180.87--熱量kJ/h900954.6243438287.512285994.463880437.91893702765.273.1.4 平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由xDy10.98,x10.9521可知：MVDmy1MA1y1MB0.9878.1110.9892.1478.39kg/kmolMLDmx1MA1x1MB0.952178.1110.952192.1478.78kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由yF0.5737，xF0.45可知：MVFmyFMA1yFMB0.543778.1110.450392.1484.43kg/kmolMLFmxFMA1xFMB0.4578.1110.4592.1485.83kg/kmol塔釜平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由xw0.03,由相平衡方程得:yw0.0714MVwmywMA1ywMB0.071478.1110.071492.1491.14kg/kmolMLwmxwMA1xwMB0.0378.1110.9792.1491.72kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算-17-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)78.3984.43MVm81.41kg/kmol278.7885.83MLm82.305kg/kmol2提餾段平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算84.4391.14MVm87.785kg/kmol285.8391.72MLm88.775kg/kmol23.1.5 平均密度計(jì)算氣相平均密度計(jì)算[1]表3-3 苯和甲苯的不同溫度下密度溫度t ，℃ 80 90 100 110 120，苯815 803.9 792.5 780.3 768.9kg/m3,甲苯810800.2790.3780.3770.0kg/m31aAaB已知混合液密度：LAB。用內(nèi)插法求得苯，甲苯在tF,tD，tW溫度下的密度。tD=80.6℃80908080.6L1814.334kg/m3815803.9815L180908080.6L2809.412kg/m3810800.2810L210.9810.98D814.235kg/m3DL1L2tF 93.12℃-18-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)1009093.1290L1800.342kg/m3792.5803.9L1803.91009093.1290L2796.642kg/m3790.3800.2L2800.210.4510.45F798.303kg/m3FL1L2tW=109.07℃100110100109.07L1781.435kg/m3792.5780.3792.5L1100110100109.07L2781.23kg/m3790.3780.3790.3L210.0310.03W781.236kg/m3WL1L2所以精餾段:L1FD806.269kg/m32提餾段L2Fw789.770kg/m32氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算,即精餾段提餾段

VmmMVm106.92581.412.91kg/m3Rm8.31486.86273.15VmmMVm117.77587.7853.32kg/m3Rm8.314101.095273.15（1）精餾段的氣液體積流率：由精餾段的氣液負(fù)荷：V=111.42Kmol/h,L=76.05Kmol/h可得：VsVMVm111.4281.413/s360036000.866mvm2.91LsLMLm76.0582.3053/s360036000.002154mLm806.269-19-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)（2）提餾段的氣液體積流率：由提餾段的氣液負(fù)荷：V=110.62Kmol/hL=155.25Kmol/h可得：VMVm110.6287.7853/sVs36000.801m3600vm3.32LMLm155.2588.7753Ls36000.004848m/s3600Lm789.770§3.2塔體工藝尺寸的計(jì)算3.2.1精餾塔塔徑的計(jì)算（1）精餾段塔徑D的計(jì)算選板間距HT=0.40m，取板上液層高度hl=0.06m，故HT－h(huán)l=0.34m10.002154(1Ls(L)2806.269)20.041VsV0.8662.91查化工原理課程設(shè)計(jì)得，C20=0.078依式CC20()0.2校正到物系張力為20.9194mN/m時(shí)的C：20L0.220.91940.2CC20(20)0.078(20)0.0787UmaxCLV0.0787806.2692.91V2.911.3075m/s取安全系數(shù)為0.70u=umax0.70=1.30750.70=0.916m/s則精餾段塔徑D=4Vs40.8661.10mU3.140.916按標(biāo)準(zhǔn)塔經(jīng)圓整為D=1.2m則精餾段塔截面積為T2(1.2)22A=4D41.131m實(shí)際空塔氣速為Vs0.8660.766m/sU=1.131AT（2）提餾段塔徑D的計(jì)算：選板間距HT=0.40m，取板上液層高度hl=0.06m，故HT－h(huán)l=0.34m-20-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)LS(10.004848789.77010.0933VsL)2(3.32)2V0.801查化工原理課程設(shè)計(jì)得，C20=0.072依式CC20()0.2校正到物系張力為20.9593mN/m時(shí)的C：20L0.220.95930.2CC20(20)0.072(20)0.0727Umax0.0727789.7703.321.1189m/s3.32取安全系數(shù)為0.70u=umax0.70=1.11890.70=0.7832m/s提餾段塔徑D=4Vs40.8011.14mU3.140.7832按標(biāo)準(zhǔn)塔經(jīng)圓整為D=1.2m提餾段塔截面積為At=D24(1.2)21.131m24實(shí)際空塔氣速為U=0.8010.708m/s1.1313.2.2 精餾塔有效塔高的計(jì)算（1）精餾段有效塔高的計(jì)算Z精=（N精-1） HT=(16-1) 0.40=6.0m（2）提餾段有效塔高的計(jì)算Z提＝（N提－1） HT=(15-1) 0.40=5.6m選取進(jìn)料板上方、精餾段一處及提餾段一處各留一人孔且人孔高度 h=0.8m所以可知精餾塔有效塔高： Z=Z 精+Z提+3h=6+5.6+3*0.8=14m-21-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)§3.3塔板工藝尺寸的計(jì)算3.3.1 溢流裝置的設(shè)計(jì)由精餾段塔徑D=1.2m則溢流裝置可采用單溢流，弓型降液管，平行受液盤及平直溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)計(jì)算如下：（1）溢流堰長(zhǎng)lw=0.70D=0.70×1.2=0.84m（2）出口堰高h(yuǎn)w=hl-how式中：hl——板上液層高，取0.06mhow——板上方液頭高度選用平行堰，則堰上液頭高度可由下式計(jì)算：2/3how2.84ELh1000lw式中溢流收縮系數(shù) E可近似取為 1對(duì)于精餾段： how 2.84 1(36000.002154)230.012m1000 0.84所以出口堰高： hw=0.06-0.0012=0.048m2.8436000.004848對(duì)于提餾段：how10001(0.84)

20.021m出口堰高：hw=0.06-0.021=0.039m（3） 降液管的寬度 Wd與降液管的面積 Af由lw 0.70 查圖得Wd/D=0.151，Af/AT=0.094D故Wd=0.151×1.2=0.1812mA f=0.094×1.131=0.1063m 2（4）計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積,即精餾段：AfHT0.106336000.405sLs19.74s0.0021543600-22-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)提餾段：AfHT0.106336000.40Ls'0.00484836008.77s5s故降液管設(shè)計(jì)符合要求。（5）降液管底隙高度h0的計(jì)算取液體通過(guò)降液管底隙的流速u'0.11m/s，則降液管底隙高度h0可依下式計(jì)算：0對(duì)于精餾段:Lh0.0021543600h0wu036000.840.0233600l0.11故有hwh00.0480.0230.023m0.012m對(duì)于提餾段：0.00484836000.023mh00.840.253600所以可知降液底隙高度設(shè)計(jì)合乎要求，且選用凹形受液盤深度為 50mm。3.3.2 浮閥布置設(shè)計(jì)浮閥的形式很多，如 F1型、十字架型、 V-4型、A型、V-O型等，目前應(yīng)用最廣泛的是F1型（相當(dāng)于國(guó)外 V-1型）。F1型又分為重閥（代號(hào)為 Z）和輕閥(代號(hào)為Q)兩種，分別由不同厚度薄板沖壓而成，前者重約 32克，最為常用；后者阻力略小，操作穩(wěn)定性也略差，適用于處理量大并要求阻力小的系統(tǒng)，如減壓塔。 V-4型基本上和 F1型相同，除采用輕閥外，其區(qū)別僅在于將塔板上的閥孔制成向下彎的文丘里型以減小氣體通過(guò)閥孔阻力， 主要用于減壓塔。兩種形式閥孔的直徑 d0均為39mm。閥孔一般按正三角形排列，常用中心距有 75、100、125、150mm等幾種，它又分為順排和錯(cuò)排兩種，通常認(rèn)為錯(cuò)排時(shí)兩相接觸情況較好，采用較多。對(duì)于大塔，當(dāng)采用分塊式結(jié)構(gòu)時(shí)，不便于錯(cuò)排，閥孔也可按等腰三角形排列。 此時(shí)多固定底邊尺寸 B,例如B為70、75、80、90、100、110mm等。如果塔內(nèi)氣相流量變化范圍大，可采用一排重閥一排輕閥方式相間排列，以提高塔的操作彈性。當(dāng)氣體流量已知時(shí)，由于閥孔直徑給定，因而塔板上浮閥的數(shù)目 N即浮閥數(shù)就取決于閥孔的氣速u0,并可按下式求得：VSnd02u0閥孔的氣速u0常根據(jù)閥孔的動(dòng)能因子 F0 u0 V 來(lái)確定。F0反映密度為 V的氣體以-23-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)u0速度通過(guò)閥孔時(shí)動(dòng)能的大小。綜合考慮 F0對(duì)塔板效率、壓力降和生產(chǎn)能力等的影響，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)可取F0=8～12，即閥孔剛?cè)_(kāi)時(shí)比較適宜，由此可知適宜的閥孔氣速為F0u0V板分塊因D=1200mm>800mm，故采用分塊塔板，以便通過(guò)人孔裝拆塔板。②邊緣安定區(qū)寬度的確定取WS=0.07mWC=0.050m③浮閥數(shù)目，閥孔排列及塔板布置預(yù)選取發(fā)空功能因子 F0=12精餾段：u01F0127.03m/sv12.91每層塔板上的浮閥數(shù)目Vs0.866個(gè)N0.785(0.039)27.0310424d0u0鼓泡面積Ap2xR2X2R2arcsinX180R其中R=D/2–W=1.2/2–0.05=0.55mCx=D/2–（W+W）=1.2/2–（0.1812+0.07）=0.349mdS（（22＋（210.349Ap2）－（0.349)）)1800.71m20.55Ap則計(jì)算得浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個(gè)橫排的孔心距t=75mm估算排列間距Aa0.7191mmt'1040.075Nt若考慮到塔直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡面積，因此排列間距不宜采用91mm，而應(yīng)小些，故取t'65mm，按t=75mm,t'65mm以等腰三角形叉排作圖，排得浮閥數(shù)120個(gè)。按N=120個(gè)重新核算孔速和閥孔動(dòng)能因子0.866u01' 6.04m/s0.0392 1204-24-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)F01'2.916.0410.30閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在9~13之內(nèi)u 0.766塔板開(kāi)孔率= 100% 12.68%提餾段：取閥孔動(dòng)能因子 F0 12F012u026.59m/sv23.32每層塔板上的浮閥數(shù)目N'Vs20.801個(gè)0.785(0.039)210226.594d0u02浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個(gè)橫排的孔心距 t=75mm估算排列間距Aa0.7193mmt'1020.075Nt故取t'80mm，按t=75mm,t'80mm以等腰三角形叉排作圖，排得浮閥數(shù)122個(gè)。按N=122個(gè)重新核算孔速和閥孔動(dòng)能因子u02'0.8015.50m/s0.03921224F01'3.325.5010.02閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在9~13之內(nèi)u 0.708塔板開(kāi)孔率= 100% 12.87%3.3.3 浮閥板流體力學(xué)驗(yàn)算（1）氣相通過(guò)浮閥塔板的靜壓頭降hphchlh精餾段：○1干板阻力1.82573.1Uoc15.85m/s2.91因?yàn)閁o1 Uoc1,-25-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)hc15.34Uo12v15.347.0322.910.049m2g29.8806.269L②板上漏層阻力即塔板上含氣液層靜壓頭降選充氣因數(shù)ε0=0.5hL1=0hl=0.5×0.06=0.03m③液體表面張力造成的靜壓頭降對(duì)浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力阻力很小，計(jì)算時(shí)h一般可以忽略。所以氣體通過(guò)浮閥塔板的靜壓頭hp1hc1hl1=0.049+0.03=0.079m換算成單板壓降PP1hp1L1g0.079806.2699.8624.21Pa700Pa提餾段：○1干板阻力Uoc21.82573.15.44m/s3.32因?yàn)閁o2Uoc2,h5.34Uo22v26.5923.320.05m5.34c22g29.8789.770L2②板上漏層阻力即塔板上含氣液層靜壓頭降選充氣因數(shù)ε0=0.5hL=0hl=0.5×0.06=0.03m③液體表面張力造成的靜壓頭降對(duì)浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力阻力很小，計(jì)算時(shí)h一般可以忽略。所以氣體通過(guò)浮閥塔板的靜壓頭hp2hc2hl2=0.05+0.03=0.08m換算成單板壓降PP2hp2L2g0.08789.7709.8619.18Pa700Pa（二）淹塔防止淹塔現(xiàn)象發(fā)生，要求控制降液管中的清液層高度Hd(HThw)Hdhphlhd1.精餾段○1單層氣體通過(guò)塔板的壓降相當(dāng)于液柱，hp10.079m②液體通過(guò)降液管的靜壓頭降hd-26-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)2Ls因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式 hd 0.153Lwh0式中l(wèi)s0.002154m,lw0.84m,h00.028m0.0021542hd0.0013m0.1530.840.028③板上液層高度：hL=0.06m,Hd10.0790.00130.060.1403m取0.5,已選定HT0.40m,hw0.048m(HThw)0.5(0.400.048)0.224m從而可知Hd (HT hw)，符合防止淹塔的要求。（2）提餾段：○1單層氣體通過(guò)塔板的壓降相當(dāng)于液柱 hp2 0.08m②液體通過(guò)降液管的靜壓頭降 hd2因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式Lshd0.153Lwh0式中l(wèi)s0.004848m,lw0.84m,h00.028m2hd0.0048480.1530.0065m0.840.028③板上液層高度：hL=0.06mHd20.080.00650.060.1465m取0.5,已選定HT0.40m,h0.038mw(HThw)0.5(0.400.039)0.22m從而可知Hd(HThw)，符合防止液泛的要求（三）霧沫夾帶量 eV計(jì)算精餾段：-27-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)判斷霧沫夾帶量eV是否在小于10%的合理范圍內(nèi)，是通過(guò)計(jì)算泛點(diǎn)率F1來(lái)完成的。泛點(diǎn)率VsG1.36LsZLLG100%F1KcFAp塔板上液體流程長(zhǎng)度ZL D 2wd 1.2 2 0.1812 0.8376m塔板上液流面積Ap AT 2Af 1.131 2 0.1063 0.9184m2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,在從泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù)CF=0.129,將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點(diǎn)率F1為0.8662.911.360.0021540.8376F1806.2692.91100%46.06%10.1290.9184為避免霧沫夾帶過(guò)量，對(duì)于大塔，泛點(diǎn)需控制在80%以下。從以上計(jì)算的結(jié)果可知，其泛點(diǎn)率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足eV<0.1kg(液)/kg(干氣體)的要求。提餾段：取系數(shù)k=1.0,泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)C=0.130F0.8013.321.360.0048480.8376F2789.7703.32100%48.22%由以10.1300.9184上計(jì)算可知，符合要求根據(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。§3.4塔板負(fù)荷性能圖3.4.1霧沫夾帶線的繪制霧沫夾帶線上限時(shí)，ev=0.10Kg液/Kg干氣，泛點(diǎn)是80%.VsV1.36LsZLLV100%80%則有F1=KCFAp（1）精餾段：-28-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)Vs2.911.360.8376Ls806.2692.910.81.00.1290.9184整理可得：Vs 1.58 19.00Ls（2）提餾段：Vs3.321.360.8376Ls789.7703.320.81.00.1300.9184整理得：Vs 1.47 17.54Ls3.4.2 液泛線的繪制當(dāng)降液管中泡沫總高度Hd=T）時(shí)將出現(xiàn)液沫（H+hw(HThw)hhLlLp由此確定液泛線vU02LS22.843600LS25.34（13(HThw)20.153lwh00）hwlwLg1000VS而式中閥孔氣速 U0與體積流量有如下關(guān)系。即 U04對(duì)于精餾段：

d02N2.918Vs220.2245.340.153Ls20.03941202806.2699.80.0233.140.842.842（）33600LS10.50.0480.841000VS28539.58LS223.44LS2解得液泛方程：3.173對(duì)于提餾段：0.2195.343.328Vs23.1420.03941224789.7709.8-29-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)22LS（）2.8430.1533600LS0.02310.50.0380.840.841000VS23.07590.74LS220.83LS2解得液泛方程：33.4.3 漏液線的繪制精餾段計(jì)算取動(dòng)能因數(shù)F=5(u0)minF52.931m/sv12.91(Vs1)mind02N(u0)min3.140.03921202.9310.42m3/s0.644提餾段計(jì)算(u0)minF52.7441m/sv23.32(Vs1)mind02N(u0)min3.140.03921222.74410.43m3/s0.644因此不會(huì)產(chǎn)生漏液現(xiàn)象m3/s3.4.4 液相負(fù)荷的下限線的繪制對(duì)于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作為最小液體符合標(biāo)準(zhǔn)how=2.84E3600Lsmin21000lw3=0.006式中E=1Lsmin0.000717m3/s3.4.5 液相負(fù)荷的上限線的繪制液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于 3-5秒，液體在降液管中停留時(shí)間為AfHTt 3~5sLs以t=5s 座為液體在降液管中停留時(shí)間的下限-30-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)AfHT0.10630.403Lsmax50.0085m/s5圖1精餾段塔板負(fù)荷性能圖圖2提餾段塔板負(fù)荷性能圖-31-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)3.4.6 小結(jié)1. 從塔板負(fù)荷性能圖中可看出， 按生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣相和液相流量所得到的操作點(diǎn) P在適宜操作區(qū)的適中位置，說(shuō)明塔板設(shè)計(jì)合理。因?yàn)橐悍壕€在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負(fù)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(fù)荷性能圖中可查得精餾段氣相負(fù)荷上限 Vsmax=1.78m3/s,氣相負(fù)荷下限 Vsmin=0.42m3/s，所以可得Vsmax1.78Vsmin4.240.42提餾段段氣相負(fù)荷上限Vsmax=1.67m3/s,氣相負(fù)荷下限Vsmin=0.43m3/s，所以可得Vsmax1.67Vsmin3.880.43塔板的這一操作彈性在合理的范圍 (3～5)之內(nèi)，由此也可表明塔板設(shè)計(jì)是合理的。-32-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)第四章 輔助設(shè)備及選型§4.1接管的計(jì)算與選擇4.1.1 進(jìn)料管的選擇進(jìn)料的質(zhì)量流率：GFFMLFm8085.836866.4Kg/h進(jìn)料的體積流率：GF6866.48.60Kg/hLFLFm798.303則進(jìn)料管的直徑可由以下公式計(jì)算：dF4LF3600uF式中：uF為料液在進(jìn)液管內(nèi)的流速，且取uF=1.6m/s48.600.04360m43.60mm則，dF3.141.63600同時(shí)設(shè)置兩個(gè)進(jìn)料管不同時(shí)間內(nèi)進(jìn)料，且每個(gè)進(jìn)料管的進(jìn)料量均為：LF8.60Kg/h4.1.2 回流管的選擇冷凝器安裝在塔頂時(shí)，回流液在管道中的流速一般不能過(guò)高， 否則冷凝器高度也要相應(yīng)提高。即回流管設(shè)計(jì)如下：回流管的質(zhì)量流率： GD DMLDm 35.37 78.39 2772.65Kg/hGD2772.65LD3.405Kg/hLDm814.235回流管直徑依下式計(jì)算：dD

4LD3600uD式中：uD為液料在回流管內(nèi)的流速，且取 uD=1.6m/s-33-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)43.4050.02743m27.43mmD3.141.636004.1.3 釜底出口管路的選擇釜底料液的質(zhì)量流量GWWMLWM44.6391.724093.46Kg/h釜底料液的體積流量GW4093.46LW5.2397Kg/hLWm781.236釜底出口管直徑依下式計(jì)算：dW

4LW3600uw式中：uD為液料在釜底出口管內(nèi)的流速，且取 uw=1.6m/s45.2397dW3.140.03403m34.03mm36001.64.1.4 塔頂蒸汽管從塔頂至冷凝器的蒸汽管，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)大壓降會(huì)影響塔的真空度。即塔頂蒸汽管設(shè)計(jì)如下：塔頂蒸汽管直徑依下式計(jì)算：4VsdTuT式中：uT為液料在塔頂蒸汽管內(nèi)的流速，且取uT=20m/s；Vs近似取為精餾段的體積流率，且Vs=0.866m3/s。40.866T203.14-34-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)4.1.5 加料蒸汽管的選擇加料蒸汽管直徑依下式計(jì)算：4VSDu式中：u為液料在塔頂蒸汽管內(nèi)的流速，且取u=23m/s；40.801D0.2106m210.6mm3.14234.1.6 塔頂封頭的設(shè)計(jì)封頭分為橢圓形封頭、 蝶形封頭等幾種，本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭， 由公稱直徑 D=1200mm，可查得曲面高h(yuǎn)l=300mm,直邊高度h2=40mm，內(nèi)表面積A=1.7117m2，容積V=0.2714m3,H1h1h2340mm4.1.7 裙座的計(jì)算塔底常用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內(nèi)徑 D>800mm,故裙座壁厚取 16mm?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：d1=(1200+216)-0.23=1032mm10基礎(chǔ)環(huán)外徑：d2=(1200+216)+0.2103=1432mm圓整：Dbi1200Db01600mm；基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取16mm；mm，考慮到再沸器，裙座高度取3m，地角螺栓直徑取M30.4.1.8 人孔的設(shè)計(jì)人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道， 人孔的設(shè)置應(yīng)便于人進(jìn)出任何一層塔板。 由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過(guò)多會(huì)使制造時(shí)塔體的彎曲度難以達(dá)到要求，一般每隔6-8塊板開(kāi)設(shè)一個(gè)孔，本塔開(kāi)設(shè)三個(gè)人孔即可。在設(shè)置人孔處，每個(gè)人孔直徑為450mm，板間距為600mm,人孔深入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓。-35-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)4.1.9 法蘭由于近似常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，帶頸平焊鋼管法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)的法蘭。進(jìn)料管接管法蘭： DN15PN105HG20592-97回流管接管法蘭： DN15PN105HG20592-97塔底出料管法蘭： DN20PN105HG20592-97塔頂蒸汽管法蘭： DN150PN105HG20592-97塔釜蒸汽進(jìn)氣法蘭： DN150PN105HG20592-97-36-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)第五章 塔總體高度的計(jì)算5.1塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，Ha 2HT 2 0.4 0.8考慮到需要安裝除沫器，所以塔頂部空間高度為 1200mm。5.2塔的底部空間高度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，取釜液停留時(shí)間取5min。取塔底液面至最下一層塔板之間距離為 1.5m。則：HB (tL'S 60 RV)/AT 1.5(5 0.00484860 0.2714)1.1312.55m5.3塔總體高度

1.5HNNFNP1HTNFHFNPHPHDHBH1H2=(31131)0.410.830.61.22.550.34320.1m-37-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)第六章 附屬設(shè)備計(jì)算6.1冷凝器的選擇有機(jī)蒸氣冷凝器設(shè)計(jì)選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為500-1500kcal/(m2.h℃)本設(shè)計(jì)取K700kcal（/m2h℃）=2926kJ/(m2.h.℃)出料液溫度：80.6℃（飽和氣）80.6℃（飽和液）冷卻水溫度：20℃35℃t160.6℃,t245.6℃逆流操作：tmt1t260.645.6t152.74℃ln60.6t2ln45.6傳熱面積：根據(jù)全塔熱量衡算，得 Q 3438287.512kJ/hAQ3438287.51216.61m2Kt292652.74設(shè)備型號(hào)：G500I16146.2再沸器的選擇選用120℃飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取。K 2926J/(m2 h c)料液溫度：80.6℃ 100℃,水蒸汽溫度 120℃ 120℃逆流操作： t1' 20℃t2 39.4℃t1t22039.4tm28.61℃t120lnlnt239.4-38-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)換熱面積：根據(jù)全塔熱量恒算，得 Q' 3702765.27kJ/hQB3702765.2744.23m2A292628.61Ktm-39-吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)6.3設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總表9-1設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果一覽表項(xiàng)目符號(hào)各段平均壓強(qiáng)pm各段平均溫度tm平均氣相Vs流量液相Ls實(shí)際塔板數(shù)N板間距HT塔徑D空塔氣速u塔板液流形式溢流管形式溢堰長(zhǎng)lW流堰高h(yuǎn)W裝溢流堰寬度WD置hC降液管底隙高度板上清液層高度hL浮閥數(shù)n閥孔氣速m/s浮閥動(dòng)能因子單板壓降P泛點(diǎn)率負(fù)荷上限負(fù)荷下限液相最大負(fù)荷Ls，max液相最小負(fù)荷Ls，min氣相最大負(fù)荷Vs，max氣相最小負(fù)荷Vs，min操作彈性

單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段kPa106.925117.775℃86.86101.095m3/s0.8660.801m3/s0.0021540.004848塊1615m0.40.4m1.21.2m/s0.7660.708單流型單流型弓形弓形m0.840.84m0.0480.039m0.18120.1812m0.0230.023m0.060.06個(gè)120122U06.045.50F1