畢業(yè)設計：脫丙烯精餾塔設計

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畢業(yè)設計：脫丙烯精餾塔設計（完整版）資料(可以直接使用，可編輯優(yōu)秀版資料，歡迎下載）畢業(yè)設計(論文)

目錄摘要…………11.前言……………………..42.脫丙烯精餾塔工藝計算…………………72.1全塔物料平衡計算…….72.2確定塔操作條件……….82.2.12.2.22.2.3塔底溫度的求定……..2.2.42.3回流比及理論塔板數(shù)的求定112.3.12.3.2求最小回流比R2.3.32.3.42.3.5計算全塔平均板效率計算實際塔板數(shù)…………………2.3.5.的確定…………15精餾塔設計計算草圖…………………183.浮閥塔板設計計算…….193.1選取設計塔板…………193.2氣體摩爾流量的計算…………………193.2.13.2.23.2.33.2.43.3計算液體的密度及流量………………203.3.13.3.2計算液體的體積流量3.4求定液體表面張力σm………………223.5初選塔徑………………223.5.1求上限空塔氣速u3.5.23.5.33.6選取塔徑及實際空塔氣速233.6.13.6.2實際空塔氣速的求取3.7計算塔截面積…………233.8計算塔的有效高度……233.9塔板設計………………233.9.1確定塔板溢流形式3.9.23.9.33.9.43.9.53.9.63.9.73.10塔板的水力學計算…………………263.10.13.10.23.10.33.11塔板負荷性能圖293.11.1泄漏線………………3.11.23.11.33.11.43.11.5霧沫夾帶線（上限）浮閥塔板設計計算結(jié)果及符號意義一覽表…………31浮閥閥孔排列圖………33浮閥塔板布置圖34浮閥塔板負荷性能圖…………………354.技術分析…………………365.結(jié)束語…………………366.參考文獻37EnglishSummary：Oilisanimportantsubstanceusedindevelopingnationaleconomyandconstruction.Itcanproducevariousproductsandhasmanypurposes.Theproduceandthedevelopmentoffinechemicalindustryarecloselyrelatedtothelifeofthepeopleandtotheotherproducemovement.Relatively,theorganicchemicalmaterialindustryofourcountrydevelopedlate,butasnewfieldsdevelopedandnewoil-refiningfactoriesconstructedgradually,theuseoftheresourcesofnaturalgashasachievedaremarkabledevelopment.Propyleneisoneoftheimportantchemicalindustrymaterial,ahalfofitsproduceoutputsareusedtomakechemicalindustryproductsinAmerica,thenthereaction’sproductbetweentherestandisobutaneisalkanechemicalcompounddemandedinpetroleum.Plentyofchemicalindustryproductsareallcomefrompropylene.Forinstance,polypropylene,acrylicacid,acrylonitrile,ethyieneoxideandacetoneandsoon.Now,mostofgas-seperatingdeviceofoil-refiningfactoryarestillusingtheseperationofdistillation.Distillationistheunitoperationofseperatingliquidscompounds.Itsbasictheoryisapplyingthedifferencesofeyeryseperatedpart’svolatility,thatis,underthesamepressure,theyareseperatedasthedifferentboilingpoint.Columndeviceisadevicethatcanrealizedistillation’schancebetweengasesandliquids,widelyusedinchemicalindustry,petrochemicalindustryandothers.Itsconstructurestylebasiclycanbedividedintotwotypes-boardcolumnandfioat-valvecolumn.Boardcolumnisadevicethatcompletethetransmitionbetweengasesandliquidsthroughtouch,andfloatvalvecolumn’sadvantagesarethestrongproducecapacityandthelargeelasticityofoperation,becausetheplatedfficiencyisveryhigh,thepressuredropfromairtoliquidlevelisrelativesmall,anditscostischeaper,float-valvecolumnhasbecomethemostwidelyusefulcolumntype.Ourcountry’spetrochemicalindustrydevelopedrapidlytheseyears,butbecauseoftheoriginallowfoundation,thedutiesliebeforeourpetroleumworkersarestillheavy,wemustinsistonmaintainindependence,self-reliance,comprehensiveutilization,overallimprovement,workhard,aredeterminedtocatchupwiththeadvancedleveloftheworld,andbuildthemorebeautifulcountry.中文摘要：石油是發(fā)展國民經(jīng)濟和建設的主要物質(zhì)，產(chǎn)品種類繁多，用途極廣。精細化工的產(chǎn)生和發(fā)展與人們的生活和生產(chǎn)活動緊密相關。我國的有機化工原料工業(yè)起步較晚，隨著新油田的相繼開發(fā)和新煉油廠的陸續(xù)建設，與此同時，對天然氣資源的利用，也取得了長足進展。丙烯是重要的化工原料，美國將生產(chǎn)量的二分之一用于制造化工產(chǎn)品，余下的大部分則與異丁烷反應制造汽油中所需要的烷化物。由丙烯可以得到大量的化工產(chǎn)品，如聚丙烯、丙烯酸、丙烯腈、環(huán)氧丙烷、丙酮等。當前各煉廠的氣體分離裝置大部分仍然采用精餾分離。蒸餾是分離液體混合物的典型單元操作，其基本原理是利用被分離的各組分的揮發(fā)度不同，即各組分在同一壓力下具有不同的沸點將其分離的。塔設備是能夠?qū)崿F(xiàn)蒸餾的氣液傳質(zhì)設備，廣泛應用于化工、石油化工、石油等工業(yè)中，其結(jié)構形式基本上可以分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔用途較廣，它是逐級接觸式的氣液傳質(zhì)設備。浮閥塔的優(yōu)點是：生產(chǎn)能力大、操作彈性大、塔板效率高、氣體壓強降及液面落差較小、塔的造價低。浮閥塔已成為國內(nèi)應用最廣泛的塔型。我國石油工業(yè)具有一定的水平，但還是一個發(fā)展中的國家,擺在我們石油工作者面前的任務是繁重的。因此必須堅持獨立自主、自力更生，革新挖潛，全面提高，綜合利用，大搞化工原料，趕超世界先進水平。關鍵詞：塔板浮閥丙烯開孔率霧沫夾帶等。1.前言石油是發(fā)展國民經(jīng)濟和建設的主要物質(zhì)，產(chǎn)品種類繁多，用途極廣。精細化工的產(chǎn)生和發(fā)展與人們的生活和生產(chǎn)活動緊密相關，近十幾年來，隨著生產(chǎn)和科學技術的不斷提高，發(fā)展精細化工已成為趨勢。我國的有機化工原料工業(yè)起步較晚，全國解放前除有少量煉焦苯和發(fā)酵酒精外，大量有機原料依靠進口。在解放初期的有機化工原料工業(yè)，只能在煤炭和農(nóng)副產(chǎn)品基礎上起步，隨著新油田的相繼開發(fā)和新煉油廠的陸續(xù)建設，與此同時，對天然氣資源的利用，也取得了長足進展。以石油為原料生產(chǎn)化工產(chǎn)品，并非起源于近代，在第二次世界大戰(zhàn)以后，石油化學工業(yè)發(fā)展非常迅速，以石油為原料可以得到三烯、一炔、一萘及其他化工基礎有機原料，進而制得醛、酮、酸、酐等基本有機產(chǎn)品和原料，再制得合成纖維、合成塑料、合成橡膠、合成洗滌劑、涂料、炸藥、農(nóng)藥、染料、化學肥料等重要的化工產(chǎn)品。目前，全世界每年生產(chǎn)的石油雖然僅有5%左右用于化學工業(yè)，但石油化工的總產(chǎn)值卻占化學工業(yè)總產(chǎn)值的60%左右，某些國家甚至達到80%，由此可見，石油在化工領域中占有重要的地位。丙烯是重要的化工原料，美國將生產(chǎn)量的二分之一用于制造化工產(chǎn)品，余下的大部分則與異丁烷反應制造汽油中所需要的烷化物。由丙烯可以得到大量的化工產(chǎn)品，如聚丙烯、丙烯酸、丙烯腈、環(huán)氧丙烷、丙酮等。當前各煉廠的氣體分離裝置大部分仍然采用精餾分離。化工生產(chǎn)中所處理的原料中間產(chǎn)物和粗產(chǎn)品等幾乎都是由若干組分組成的混合物，蒸餾是分離液體混合物的典型單元操作。低沸點烴類混合物是利用精餾方法使混合物得到分離的，其基本原理是利用被分離的各組分具有不同的揮發(fā)度，即各組分在同一壓力下具有不同的沸點將其分離的。其實質(zhì)是不平衡的汽液兩相在塔盤上多次逆向接觸，多次進行部分汽化和部分冷凝，傳質(zhì)、傳熱，使氣相中輕組分濃度不斷提高，液相中重組分濃度不斷提高，從而使混合物得到分離。塔設備是能夠?qū)崿F(xiàn)蒸餾的氣液傳質(zhì)設備，廣泛應用于化工、石油化工、石油等工業(yè)中，其結(jié)構形式基本上可以分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔用途較廣，它是逐級接觸式的氣液傳質(zhì)設備。浮閥塔于50年代初期在工業(yè)上開始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點，已成為國內(nèi)應用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學工業(yè)中使用最普遍，對其性能研究也較充分。浮閥塔板的結(jié)構特點是在塔板上開有若干大孔，每個孔上裝有一個可以上、下浮動的閥片，浮閥的型式很多，目前國內(nèi)最常用型式的為F1型和V-4型。F1型浮閥的結(jié)構簡單、制造方便、節(jié)省材料、性能良好，廣泛用于化工及煉油生產(chǎn)中，現(xiàn)已列入部頒標準（JB1118-68）。操作時，由閥孔上升的氣流，經(jīng)過閥片與塔板的間隙與塔板上橫流的液體接觸，浮閥開度隨氣體負荷而變，當氣量很小時，氣體仍能通過靜止開度的縫隙而鼓泡。我國石油工業(yè)具有一定的水平，但還是一個發(fā)展中的國家,擺在我們石油工作者面前的任務是繁重的。煉油工業(yè)要對現(xiàn)有的煉油廠進行技術改造，繼續(xù)堅持“自力更生，革新挖潛，全面提高，綜合利用，大搞化工原料，趕超世界先進水平”的發(fā)展方針。要立足現(xiàn)有基礎，搞好一、二次加工和系統(tǒng)工程的配套，擴大綜合生產(chǎn)能力;要革新工藝，革新技術，革新設備，把老裝置開出新水平;要發(fā)展加氫技術，發(fā)展新型催化劑和添加劑，全面提高產(chǎn)品質(zhì)量，增加品種;要開展綜合利用，大搞三次加工，增產(chǎn)有機化工原料;要充分利用熱能，大力降低消耗，各項經(jīng)濟技術指標要創(chuàng)出新水平;要治理“三廢”，保護環(huán)境，為實現(xiàn)趕超世界先進水平而奮斗。2脫丙烯精餾塔工藝計算2.1全塔物料平衡計算根據(jù)進料量F=170Kmol/h，進料組成XF=0.5582（為丙烯摩爾分率）及兩輕重關鍵組分的摩爾分率在塔頂塔底中分配情況，既XD=0.83，XW=0.10列方程組解得式中：XF－丙烯的進料組成。XD－塔頂產(chǎn)品中丙烯的組成。XW－塔底產(chǎn)品中的丙烯組成。Ｄ、Ｗ－塔頂、塔底產(chǎn)品流量。而進料摩爾流量=摩爾百分數(shù)×進料量。餾出液的摩爾流量=摩爾百分數(shù)×餾出液流量。釜液摩爾流量=摩爾百分數(shù)×釜液流量。例如：甲烷進料摩爾流量=0.05%×170=0.085Kmol/h甲烷進料質(zhì)量流量=0.085×16=1.360Kmol/h甲烷餾出液摩爾百分數(shù)=0.085/106.7041=0.0796%其它各組分依此類推。對全塔的物料平衡進行計算，其結(jié)果列于下表。表－1脫丙烯塔物料衡算結(jié)果匯總表分量%Kmol/hKg/h%Kmol/hKg/h%Kmol/hKg/h由表－1計算數(shù)據(jù)可知本塔物料是平衡的。2.2確定塔的操作條件2.2由已知回流液溫度為t回=50℃,根據(jù)泡點方程,利用試差法來確定回流罐的壓力。在t=50℃時，設P回=2.38MPa由《石油煉制設計數(shù)據(jù)圖表集》下冊482頁，圖12-1-1烴類相平衡常數(shù)圖查得ki表-2試差法確定回流罐壓力數(shù)據(jù)表組分甲烷乙烯乙烷丙烯丙烷合計從表-2中數(shù)據(jù)的最后結(jié)果=1.000272≈1。所以假設的P回值即為所求壓力值。由工藝條件知P頂=P回+0.10133=2.38+0.10133=2.48133MPa。2.2因為P頂=2.48133MPa，利用露點方程,應用試差法確定塔頂溫度。設塔頂溫度t頂=56℃。由《石油煉制設計數(shù)據(jù)圖表集》下冊482頁，圖12-1-1烴類相平衡常數(shù)圖查得ki值及計算數(shù)據(jù)列于下表。表-3試差法確定塔頂溫度數(shù)據(jù)表組分甲烷乙烯乙烷丙烯丙烷合計從表-3中最終所得數(shù)據(jù)=1.003066≈1。所假定的溫度t頂=56℃塔底溫度的求定根據(jù)已知工藝條件全塔總壓降為0.5×101.33KPa，則塔底壓力P底=P頂+0.5×0.10133=2.48+0.5×0.10133=2.53MPa，再根據(jù)泡點方程，應用試差法確定塔底溫度，設塔底溫度為t底=75℃。由《石油煉制設計數(shù)據(jù)圖表集》下冊482頁，圖12-1-1烴類相平衡常數(shù)圖查得ki值及計算數(shù)值列于表-4。表-4試差法確定塔底溫度數(shù)據(jù)表組分丙烯丙烷合計由表-4中數(shù)據(jù)可知最終求得=1.003047≈1，所以假設之t底=75℃即為所求的塔底溫度。進料溫度的求定根據(jù)有關資料進料壓力可近似用塔頂及塔底壓力的算術平均值表示，即：P進料=（P頂+P底）/2=（2.48+2.53）/2=2.5MPa，根據(jù)工藝條件已知進料熱狀態(tài)為泡點進料，因此利用泡點方程=1，仍采用試差法求定進料溫度。設進料溫度為t進=62℃，由《石油煉制設計數(shù)據(jù)圖表集》下冊482頁，圖12-1-1烴類相平衡常數(shù)圖查得ki值，并將Xi、KiXi表-5試差法確定進料溫度數(shù)據(jù)表組分甲烷乙烯乙烷丙烯丙烷合計由表-5中數(shù)據(jù)求得最后=1.00068≈1，所以假設進料溫度t進=62℃即為所求值。2.3回流比及理論塔板數(shù)的求定2.3根據(jù)塔頂、塔底的溫度和壓力，由《石油煉制設計數(shù)據(jù)圖表集》下冊482頁，圖12-1-1烴類相平衡常數(shù)圖查得各組分的相平衡常數(shù)，然后以重關鍵組分丙烷為基準，求出各組分的相對揮發(fā)度αi=Ki/KC30。計算結(jié)果列于下表。表-6相對揮發(fā)度計算結(jié)果匯總表分Kiα頂Kiα底甲烷9.9012.692310.029.192710.8017乙烯3.204.10263.703.39453.7318乙烷2.302.94872.802.56882.7522丙烯0.901.15381.201.10091.1270丙烷0.781.00001.091.00001.00000.300.46150.530.48620.47370.380.48720.510.46790.47750.340.43590.490.44950.4426求最小回流比Rmin根據(jù)恩德伍德公式求取最小回流比Rmin，恩德伍德公式如下=1-q，Rmin=-1其中ij為i組分對重關鍵組分的相對揮發(fā)度，為=1-q的根，且其值介于輕重關鍵組分的相對揮發(fā)度之間，由于本設計所選取的輕重關鍵組分為兩個相鄰的組分，因此僅有一個值。下面就運用試差法求取值，再求出Rmin的值，計算結(jié)果列于下表，設=1.0443。表-7試差法求值計算結(jié)果匯總表ijXFi(%)XFi(%)XFi/()(%)甲烷10.80170.050.54019.75740.0554乙烯3.73181.214.51552.68751.6802乙烷2.75222.877.89881.70794.6249丙烯1.127055.8262.90910.0827760.6909丙烷1.000033.7233.7200-0.0443-761.17380.47373.491.6532-0.5706-2.89730.47752.030.9693-0.5668-1.71010.44260.810.3585-0.6017-0.5959100.000.6743因為是泡點進料，所以q=1，即=1-q=0。設=1.0443時，從表-7的計算中可以看出=0.006743≈0，即可以滿足工藝要求，因此假設的值可以作為計算值使用。由、ij及塔頂餾出液的組成XDi可以求出Rmin，結(jié)果列于下表。表-8Rmin計算數(shù)據(jù)一覽表ijXDi(%)XDi(%)XDi/()(%)甲烷10.80170.079660.86059.75740.0882乙烯3.73181.927767.19402.68752.6768續(xù)上表。ijXDi(%)XDi(%)XDi/()(%)乙烷2.75224.5724612.58431.70797.3683丙烯1.127083.0000093.54100.08231136.5857丙烷1.000010.4202110.4201-0.0443-235.2167100.00911.5023由表-8的計算結(jié)果可知Rmin=-1=8.1150，即為所求取的最小回流比Rmin。求定最少理論塔板數(shù)Nmin最少理論塔板數(shù)Nmin利用芬斯克方程求取，因為塔頂采用全凝器，芬斯克方程式表示如下：Nmin+1=其中L表示輕關鍵組分，W表示重關鍵組分。Nmin=-1=-1=34塊表示輕關鍵組分對重關鍵組分的相對揮發(fā)度，取塔頂塔底的幾何平均值，即=。頂：塔頂條件下輕關鍵組分對重關鍵組分的相對揮發(fā)度。底：塔底條件下輕關鍵組分對重關鍵組分的相對揮發(fā)度。2.3.根據(jù)經(jīng)驗公式R=（1.1-2.0）Rmin來選擇R，首先在1.1～2.0之間選取若干個不同的R值，然后根據(jù)R、Rmin及Nmin，求出NT值。由吉利蘭圖或李德公式求NT值，為了避免由吉利蘭圖讀數(shù)據(jù)引起的誤差，采用李德公式求NT。Y=0.545827-0.591422x+0.00274/x式中求出幾個不同的NT值，因R增大時，所需NT值應隨之減少，當R增加至某一值，NT減少的趨勢變得很緩慢時，此時的R值即為所求的R值，具體計算結(jié)果見下表。表-9R、NT數(shù)值計算結(jié)果匯總表0.81150.081750.531073.55671.62300.151150.474665.66182.43450.210790.434260.96033.24600.262600.401057.56334.05750.308000.372654.93714.86900.348200.347852.82685.68050.383900.325951.08946.49200.416000.306449.63247.30350.444800.288948.39108.11500.471000.273147.3137從表-9中可以看出當R=12.984時，再增大R值相應的理論板數(shù)NT下降的較少，所以取回流比R=12.984，相應的理論板數(shù)為52塊。確定實際塔板數(shù)及進料板位置.1計算全塔平均板效率ET利用奧康奈爾關聯(lián)式計算ET，其表達式是ET=0.49（）-0.245，其中===1.1270。為t===65℃時進料的液相平均粘度，并且=。由《石油煉制設計數(shù)據(jù)圖表集》下冊419頁，圖11-1-5烴類液體粘度圖（常壓及中壓）查得t=65℃時進料中個組分的粘度，最終求得。計算結(jié)果列于下表。組分甲烷乙烯乙烷丙烯丙烷合計XFiXFi(%)那么ET=0.49×（1.1270×0.072929）-0.245×100%=90.38%。因為ET=NT/N，N=NT/ET=52/0.9038=57.5349≈58塊,不包括重沸器。采用芬斯克方程求精餾段的最少理論塔板數(shù)Nmin。因為Nmin=-1其中=1.145Nmin=-1=10.59≈11又根據(jù)R=12.98Y=0.545827-0.591422X+0.0027/X由表-9取R=12.984時，Y=0.3478，=18塊。那么精餾段的實際塔板數(shù)為=19.9159≈20塊，提餾段的實際塔板數(shù)為Nm=N-（Nn+1）=58-（20+1）=37塊，不包括再沸器，實際加料板位置是自上而下的第21塊。精餾塔工藝計算部分計算結(jié)果列于下表。表-11精餾塔工藝計算結(jié)果一覽表項目符號數(shù)值單位備注進料流量F170Kmol/h進料溫度t62進料壓力P2.50MPa塔頂產(chǎn)品流量D106.7041Kmol/h塔頂溫度t頂56續(xù)上表。項目符號數(shù)值單位備注塔頂壓力t頂2.48MPa塔底產(chǎn)品流量W63.2959Kmol/h塔底溫度t底75℃塔底壓力P底2.53MPa塔頂回流流量L1385.0192Kmol/h回流罐壓力P回2.38MPa最小回流比Rmin8.115實際回流比R12.984Nm37塊加料板位置自上而下全塔理論板數(shù)NT52塊3浮閥塔板設計計算3.1選取設計塔板在精餾塔的塔板設計計算時，嚴格來講應分別對加料板、抽出板及氣、液相負荷較大或較小的塔板逐個進行計算。但本設計因設計時間有限，只對氣、液流量較大的塔底一塊板進行了設計計算，重在掌握設計計算方法。3.2氣體摩爾流量的計算3.2.當飽和液體進料時，每層板上升的蒸氣摩爾流量都是相等的，且n=V=（R+1）D=（12.984+1）×106.7041=1492.150134Kmol/h=0.4145Kmol/s。3.2.根據(jù)式=YiPCi、=YiTiC，求取和。PiC和TiC由《石油煉制設計數(shù)據(jù)圖表集》上冊30頁、32頁，表1-3-3烴類的主要理化性質(zhì)表查得。Yi為塔底氣相組成，由于塔底氣相、液相的組成相同，故按液相算，具體計算結(jié)果列于下表。表-12假臨界參數(shù)計算數(shù)據(jù)表i(%)TiC(K)PiC(MPa)YiTiCiPiC丙烯9.9989365.044.600236.50000.4600丙烷73.0000369.964.2567270.07083.1080異丁烯9.3734417.853.997339.16680.3747異丁烷5.4522408.133.647722.25210.19891-丁烯2.1755419.554.02269.12730.087500.00377.11704.2291對比溫度Tr=T/TC＇=（75+273.15）/377.1170=0.9232對比壓力Pr=P/=2.53/4.2291=0.5982根據(jù)以上兩臨界參數(shù)，由《石油煉制設計數(shù)據(jù)圖表集》上冊180頁，圖5-2-6氣體通用壓縮因數(shù)圖中查得Z=0.66。求氣體體積流量m3/S求氣體的密度先求塔底氣體的平均分子量。=0.099989×42+0.7300×44+0.093734×56+0.054522×58+0021755×56=45.9492≈46應用氣體狀態(tài)方程，密度為ρV==60.9200Kg/3.3計算液體的密度及流量3.3.液體密度ρL=1/其中：——塔底液體質(zhì)量分率。——塔底條件下i組分液體密度。摩爾分率與質(zhì)量分率之間換算關系如下：，由該式算出塔底液體的質(zhì)量分率，其結(jié)果列入下表。表-13mI與xiMiiMi丙烯0.099989424.199540.09140丙烷0.7300004432.12000.69903異丁烯0.093734565.249100.11424異丁烷0.054522583.162280.071351-丁烯0.021755561.218280.0238945.9492根據(jù)t底=75℃，ρLi由《石油煉制設計數(shù)據(jù)圖表集》上冊141頁，圖5-1-3表-14ρLi數(shù)值一覽表ρiMiMi/ρi×104丙烯3820.6990318.2992丙烷3880.091402.3557異丁烯5140.114242.2223異丁烷4820.071351.48031-丁烯5140.023890.4648合計24.8223由表-14中的數(shù)值可以計算出：ρL==104/24.8223=402.8636Kg/計算液體體積流量=0.042083.4求定液體表面張力因=402.8636-60.9200=341.9436kg液體平均分子量，由《石油煉制設計數(shù)據(jù)圖表集》下冊569頁，圖14-2-1烴類混合物的表面張力圖查得=2.2mN/m。3.5初選塔徑3.5.1求上限空塔氣速u因為=0.3457,取板間距HT=0.60m(參考《化工原理》下冊164頁，表3-2浮閥塔板間距參考數(shù)值)，取板上液層高度hL=0.07m（參考《化工原理》下冊166頁選定hL范圍），則HT-hL=0.60-0.07=0.53m。由《化工原理》下冊165頁，圖3-8史密斯關聯(lián)圖查出C20=0.076，C=C20（/20）0.2=0.076×（2.2/20）0則umax=C20為史密斯關聯(lián)圖在液體表面張力=20mN/m的物系繪制。3.5適宜的空塔氣速是umax乘以安全系數(shù)，安全系數(shù)取0.6～0.8之間。本設計取安全系數(shù)為0.8，所以u=0.8×0.1158=0.092643.5.。3.6選取塔徑及實際空塔氣速3.6根據(jù)浮閥塔直徑系列標準圓整為2.3.6。3.7計算塔截面積ATAT=D2π/4=3.14×（2.2）2/4=33.8計算塔的有效高度ZZ=N×HT=58×0.6=34.3.9塔板設計3.9根據(jù)有關文獻介紹選取單溢流塔板操作。采用弓形降液管。.2計算降液管的底隙高度對于單溢流取堰長LW=0.8D=0.8×2.2=1.取液體通過降液管底隙時的流速=0.25m。取值根據(jù)經(jīng)驗一般可取0.07～0.25之間。確定的原則是保證流體流經(jīng)此處時的阻力不太大，同時要有良好的液封。3.9.2.LW/D=1.76/2.2=0.8，由《化工原理》下冊170頁，圖3-13查得Wd/D=0.20，所以Wd=0.20D=0.20×2.2=0.Af/AT=0.145，所以Af=0.145AT=0.145×3.7994=0τ=AfHT/LS=0.5509×0.6/0.04208=7.8550s，求得τ大于5秒，能夠滿足要求。.1邊緣區(qū)寬度WC破沫區(qū)寬度WS溢流區(qū)寬度Wd3.9.3.根據(jù)公式Aa=2式中X=R=（D/2）-WC=（2.2/2）-0.7=1.Aa==23.9.浮閥塔的操作性能以板上所有浮閥處于剛剛?cè)_時的情況為最好，此時塔板的壓強降及板上液體的泄露都比較小，且操作彈性較大，根據(jù)工業(yè)生產(chǎn)裝置的數(shù)據(jù)對F1型重浮閥而言，當板上所有浮閥剛剛?cè)_時,F0動能因數(shù)常在9～12之間。本設計取F0=10，因為F0=，所以,設為氣體通過閥孔時的速度，F(xiàn)0為氣體通過閥孔時的動能因數(shù)，為氣體密度，則==1.2812m/s那么浮閥個數(shù)Nf=，d0為浮閥孔直徑d0=0.039Nf==20.1因為D=2.2m＞0.9m所以采用分塊式塔板，排列方式取等腰三角形叉排，同一橫排的閥孔中心距去一部分鼓泡區(qū)面積，所以相鄰兩排孔心距要適當減小，以保證浮閥的安裝數(shù)量，本設計取=.2按t=0.075m，3.9因=VS/（0.785d20Nf）=0.313/（0.785×0.0392×217）=1.2081F0=閥孔動能因數(shù)變化不大仍在9～12范圍之內(nèi)，所以選取合理。計算塔板開孔率開孔率=u/u0=0.08238/1.2081=6.8190%3.10塔板的水力學計算塔板的流體力學驗算，目的在于核算上述各項工藝尺寸已經(jīng)確定的塔板，在設計任務規(guī)定的氣液負荷下能否正常操作。其內(nèi)容包括對塔板壓強、液泛、霧沫夾帶、泄漏等項的驗算。0.1.1臨界孔速=1.1050＞故應用下式計算，因為分離的混合物為碳氫化合物的混合物，故取板上充氣程度因數(shù)ε0=0.45，取板上液層高度hL=0.根據(jù)公式hR=ε0hL=0.45×0.07=.3浮閥塔的hσ值通常很小，計算時可以忽略，所以氣體通過浮閥板的壓降為hP=hC+hR=0.0676+0.0315=0.0991m液柱，單板壓降ΔPP=hρρLg=0.0991×402.8636×9.81=3913.10.該塔板不設進口堰，故液體通過降液管的壓降hd=hd=降液管中當量清液層高度Hd=hd+hP+hL=0.00957+0.07+0.0991=0.1787m，實際降液管中液體和泡沫的總高度大于0.1787這個值，為了防止液泛，應保證降液管中泡沫液體的總高度不超過上層塔板的出口堰，所以在設計中令Hd≤φ（HT+hW），φ是參數(shù)考慮到降液管內(nèi)液體充氣及操作安全兩種因素的校正系數(shù)。一般物系取φ=0.5，取出口堰高度hW=0.05m，即φ=0.5，hW=0.05m則Hd＜0.5×（0.05+0.60）=0.3.10.泛點率=或泛點率=式中：VS、LS分別為氣、液負荷m3/s；、分別為塔內(nèi)氣、液密度kg/m3；ZL為板上液體流經(jīng)長度m，對單溢流塔板ZL=D-2WS=2.2-2×0.44=1.32m；Ab為板上液體流經(jīng)面積m2，對單溢流塔板Ab=AT-2Af=3.7994-2×0.5509=2.69762m2；CF為泛點負荷系數(shù)，可根據(jù)氣相密度及板距HT查得，Ab、A由《化工原理》下冊167頁，表3-4取K=1.0，在根據(jù)=60.92、HT=0.6，由《化工原理》下冊176頁，圖3-16查得泛點負荷系數(shù)Cf=0.118。泛點率==65.2354%或泛點率==37.7794%對于D＞0.9m的大塔，泛點率都應小于80%，實際求得的泛點率均小于80%，符合要求，所以霧沫夾帶量能滿足eV＜03.11塔板負荷性能圖3.11.以F0=5作為規(guī)定氣體取小負荷的標準，則(VS)min==0.1660根據(jù)(VS)min在縱坐標軸上定出一點作水平線，即為泄漏線。3.11.以τ=5秒作為液體在降液管中停留時間下限值，即(LS)max=AfHT/5=0.5509×0.60/5=0.06611根據(jù)(LS)max在橫坐標軸上定出一點C并作垂線，即為液相負荷上限線。3.11對于平堰，一般取堰上液層高度h0W=0.006m作為液相負荷下限條件，低于此限時便不能保證板上液流的均勻分布，降低氣液接觸效果，根據(jù)公式h(LS)min==0.根據(jù)(LS)max在橫坐標軸取定一點B作垂線，即為液相負荷下限線。3.11.根據(jù)φ（HT+hW）=+hL+hd可導出VS與LS的關系式，即。式中：b=φHT+（φ-1-ε0）hW=0.5×0.6+（0.5-1-0.45）×0.05=0.2525則：在0.0015至0.06611之間取若干個LS值，算出相應的VS值，見下表。表-15LS、VS對應關系表根據(jù)表-15的數(shù)據(jù)，再繪制出液泛線。3.11霧沫夾帶上限線表現(xiàn)了霧沫夾帶量eV=0.1kg（液）/kg（汽）時的LS按泛點率=80%時找出LS與VS的關系，即泛點率=80%==則VS=0.6033-4.2532LS同理：在LS=0.0015～0.06611之間取若干個值，算出所對應的值列于下表，并繪圖即霧沫夾帶上限線。表-16霧沫夾帶線LS～VS對應數(shù)據(jù)表VS=0.6033-4.2532LS根據(jù)以上五條線繪出塔板負荷性能圖見附圖-4。表-17浮閥塔板設計計算結(jié)果及符號一覽表項目符號單位數(shù)據(jù)及說明備注塔徑Dm2.2塔板間距HTm0.6塔板型式F1續(xù)上表。項目符號單位數(shù)據(jù)及說明備注溢流堰高hWm0.05溢流堰長LWm1.76板上液層高度hLm0.07降液管底隙高度h0m降液管寬度Wdm0.440降液管截面積Afm20.5509鼓泡區(qū)面積Aam22.1872塔截面積ATm23.7994浮閥個數(shù)Nf個217浮閥排列方式孔心距Cm0.075排間距m0.110閥孔直徑d0閥孔氣速μ0空塔氣速μm/s0.08238閥孔動能因數(shù)F09.4294開孔率θ%6.4294τs7.8550泛點率%65.2354Af/AT%14.5氣相負荷上限(VS)minm3/s0.1660氣相負荷下限(VS)maxm3/s0.3212操作彈性1.9345液相負荷上限(LS)minm3/s0.0015液相負荷下限(LS)maxm3/s0.066114技術分析4.1由塔板負荷性能圖可以看出，在規(guī)定的氣液負荷下的操作點，即設計點P處，在適宜操作區(qū)內(nèi)的適宜位置，這說明本設計比較合理。4.2該塔板的操作是由泄漏線和霧沫夾帶線所控制，在液汽比固定不變的情況下，氣相負荷下限為（VS）min=0.166m3/s，上限為（VS）4.3塔板操作彈性等于可以滿足原料處理量在一定范圍內(nèi)變化的需要。4.4因操作上限受霧沫夾帶線控制，因此，若處理量提高較大時，適當將霧沫夾帶線上移，即提高板間距或加大開孔區(qū)面積（在塔徑不變時也可以減降液管截面積）。5．結(jié)束語從設計計算結(jié)果可以知道，該精餾塔設計較為合理，完全能夠滿足規(guī)定任務下的處理能力及分離要求，該塔的塔板設計是取氣液相負荷較大的塔底塔板而進行設計計算的，如果精餾塔的精餾段提餾段氣液相負荷差別較大時，精餾段以及提餾段塔板應分別進行設計計算，這樣才能滿足生產(chǎn)上的要求。6參考文獻《塔的工藝計算》,石油化工工業(yè)部石油化工規(guī)劃設計院編寫，1981年，石油工業(yè)出版社出版。姚玉英主編,《化工原理》上、下冊，天津大學化工原理教研室編，1995年8版，天津科學技術出版社出版。《化學工程手冊》第13篇，氣液傳質(zhì)設備，《化學工程手冊》編輯委員會編寫，1984年，化學工業(yè)出版社出版。《石油煉制設計數(shù)據(jù)圖表集》上、下冊，1978年，上?；W院煉油教研室編。蘇E·H朱達柯夫等著，黃文瀛譯，《石油加工主要過程和設備的計算》，1984年12月,石油工業(yè)出版社出版。張錫鵬主編，《煉油工藝學》，1986年3月,石油工業(yè)出版社出版。程侶柏、胡家振、姚蒙正、高昆玉編譯，《精細化工產(chǎn)品的合成及應用》，1992年5月，大連理工大學出版社出版?！妒蜔捴啤飞蟽?，華東石油學院煉油工程教研室編，1979年9月，石油工業(yè)出版社出版。《物理化學》，天津大學物理化學教研室編，1985年5月，高等教育出版社出版。侯祥麟主編，《中國煉油技術》，1991年2月，中國石化出版社出版?；ぴ碚n程設計說明書設計題目：分離甲醇—水混合液的篩板精餾塔設計時間：專業(yè)名稱：學生姓名：設計成績：化工原理課程設計任務書設計題目分離甲醇——水混合液的篩板精餾塔設計數(shù)據(jù)及條件生產(chǎn)能力：年處理甲醇——水混合液8.3萬噸（年開工300天）原料：輕組分含量為40%（質(zhì)量百分率，下同）的常溫液體分離要求：塔頂輕組分含量不低于93%塔底輕組分含量不高于24%建廠地區(qū)：沈陽市設計要求：編制一份精餾塔設計說明書，主要內(nèi)容要求：<1>.前言<2>.流程確定和說明<3>.生產(chǎn)條件確定和說明<4>.精餾塔的設計計算<5>.主要附屬設備及附件的選型計算<6>.設計結(jié)果列表<7>.設計結(jié)果的自我總結(jié)評價與說明<8>.注明參考和使用的設計資料編制一份精餾塔工藝條件單，繪制一份帶控制點的工藝流程圖。前言精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)性的差異對其進行加熱，然后進行多次混合蒸氣的部分冷凝和混合液的部分加熱汽化以達到分離目的的一種化工單元操作。精餾操作應在塔設備中完成，塔設備提供氣液兩相充分接觸的場所，有效地實現(xiàn)氣液兩相間的傳熱、傳質(zhì)，以達到理想的分離效果，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應用。精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，精餾過程中氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物個各組分的揮發(fā)度不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料液中各組分的分離。本設計的題目是甲醇-水二元物系板式精餾塔的設計。采用板式塔分離甲醇-水的液相混合物。板式塔與填料塔相比用于精餾裝置有諸多優(yōu)勢。板式塔是逐級接觸，混合物濃度呈階躍式變化。板式塔主要功能：在每塊踏板上氣液兩相若保持充分接觸，可為傳質(zhì)過程提供足夠大且不斷更新的相際接觸面，減小傳質(zhì)阻力;在塔內(nèi)使氣液兩相呈逆流流動，以提供最大的傳質(zhì)阻力。板式塔可方便地住塔板安裝冷卻盤管。在確定的工藝要求下，確定設計方案，設計內(nèi)容包括精餾塔工藝設計計算、塔輔助設備設計計算、精餾工藝過程流程圖、精餾塔設備結(jié)構圖、設計說明書。篩板塔是1932年提出的，當時主要用于釀造，其優(yōu)點是結(jié)構簡單，制造維修方便，造價低，氣壓壓降小，板上液面落差較小，相同條件下生產(chǎn)能力高于浮閥塔，塔板效率接近浮閥塔。其缺點是穩(wěn)定操作范圍窄，小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理粘性大的、臟的和帶固體粒子的料液。但設計良好的篩板塔仍具有足夠的操作彈性，對易引起堵塞的物系可采用大孔徑篩板，故近年我國對篩板的應用日益增多，所以在本設計中設計該種塔型。

目錄

TOC前言 3第一章流程及生產(chǎn)條件的確定和說明 31.1加料方式 31.2進料狀況 31.3塔頂冷凝方式 31.4加熱方式 31.5再沸器 4第二章精餾塔設計計算 52.1精餾塔的物料衡算 5 5 5 52.2塔板數(shù)的確定 5 5⑴采用圖解法求。 5⑵求最小回流比及操作回流比 6⑶求精餾塔的汽液相負荷 6 7⑴溫度的計算 7⑵平均摩爾質(zhì)量的計算 8⑶表面張力的計算 8⑸粘度的計算 9⑹相對揮發(fā)度的計算 102.3精餾塔塔體工藝尺寸計算 11 11 11 12 132.4塔板主要工藝尺寸計算 13 13 142.5篩板的流體力學驗算 15 15 16 16 16 172.6塔板負荷性能圖 17 17 17 18 18 182.7篩板塔設計計算結(jié)果匯總表 20第三章附屬設備的選型計算 223.1接管的設計 22 22 22 22 22 23 233.2筒體與封頭 23 23 233.3除沫器 243.4裙座 243.5冷凝器 253.6再沸器 253.7塔結(jié)構設計 26 26 26 263.8塔高 27附圖 28總結(jié) 29參考文獻 30第一章流程及生產(chǎn)條件的確定和說明1.1加料方式加料方式有兩種：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料時，要通過液位高度才可以得到穩(wěn)定的流量和流速，通過重力加料，由于多了高位槽，建設費用會相應增加。若采用泵直接加料，通過采用自動控制泵來控制泵的流量和流速，使流量和流速穩(wěn)定，從而提高傳質(zhì)效率，且泵結(jié)構簡單，安裝方便。故本設計采用自動控制泵加料。1.2進料狀況進料狀況一般有冷液進料和泡點進料。進料狀況與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產(chǎn)中進料狀況有多種，但一般都進料液預熱到泡點才送入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不受季節(jié)氣溫的影響此外，在泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑基本相同，無論是設計計算還是實際加工制造這樣的精餾塔都比較容易，為此，本次設計中采取泡點進料。1.3塔頂冷凝方式冷凝器分為全凝器和分凝器兩種，當被冷凝的氣相溫度較高且常溫下為液體時，一般采用全凝器冷凝。當被冷凝的氣相溫度較高但組分較多且常溫下某組分為氣態(tài)或易氣化時，一般采用分凝器。本設計組分為甲醇和水，常溫下均為液體，且不易氣化。故使用用全凝器，塔頂出來的氣體溫度不高，冷凝回流液和產(chǎn)品溫度不高，無需進一步冷卻，此分離也是為了得到甲醇，故本設計選用全冷凝器。1.4加熱方式加熱方式分為直接蒸汽加熱和間接蒸汽加熱。蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設置再沸器。有時也采用直接蒸汽加熱。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度較低，因而使用理論板數(shù)增加，費用增加。間接蒸汽加熱器是塔釜液部分汽化維持原來濃度，以減少理論板數(shù)。故本設計采用間接蒸汽加熱。1.5再沸器再沸器的作用是加熱塔底料液，使之部分氣化，以提供精餾塔內(nèi)的上升氣流，分為內(nèi)置式和外置式。本設計采用再沸器置于塔外的方式。第二章精餾塔設計計算2.1精餾塔的物料衡算原料處理量總物料衡算甲醇物料衡算聯(lián)立解得，2.2塔板數(shù)的確定⑴采用圖解法求。由手冊查得甲醇—水的汽液相平衡數(shù)據(jù)見表2-1，繪出x-y圖。表2-1甲醇—水物系的汽液相平衡數(shù)據(jù)溫度t/℃液相中的摩爾分數(shù)/x氣相中的摩爾分數(shù)/y100.000.000.00096.400.020.13493.500.040.23491.200.060.30489.300.080.36587.700.100.41884.400.150.51781.700.200.57978.000.300.66575.300.400.72973.100.500.77971.200.600.82569.300.700.87067.600.800.91566.000.900.95865.000.950.97964.501.001.000⑵求最小回流比及操作回流比在中對角線上自點（0.273，0.273）做垂線為進料線與平衡線交點坐標為。

故最小回流比為操作回流比為⑶求精餾塔的汽液相負荷精餾段操作線方程提餾段操作線方程

圖2-1圖解法示意圖

⑴溫度的計算塔頂溫度，解得進料板溫度，解得塔釜溫度，解得精餾段平均溫度提餾段平均溫度全塔平均溫度⑵平均摩爾質(zhì)量的計算塔頂平均摩爾質(zhì)量，查平衡曲線圖得

進料板平均摩爾質(zhì)量由圖解理論板得塔底平均摩爾質(zhì)量

精餾段平均摩爾質(zhì)量

提餾段平均摩爾質(zhì)量⑶表面張力的計算表2-2甲醇與水在各溫度下的表面張力溫度（℃）60708090100甲醇（mN/m）19.3018.4017.5016.7015.70水（mN/m）66.2264.3562.5960.7258.86

即塔頂液相表面張力，解得，解得

進料板液相表面張力

，解得

，解得

精餾段液相平均表面張力⑸粘度的計算表2-3甲醇與水在各溫度下的粘度溫度/℃60708090100甲醇/mPa·s0.2770.2520.2280.2120.196水/mPa·s0.4690.4060.3560.3160.284液相平均粘度計算

塔頂液相平均粘度

，解得

，解得

進料板液相平均粘度

，解得

，解得

精餾段液相平均粘度

⑹相對揮發(fā)度的計算表2-4安托因系數(shù)表ABCt℃甲醇7.197361574.99238.86-16~91水7.074061657.46227.0210~168相對揮發(fā)度的計算

即。

甲醇，當溫度為64.7℃時，,

，得

得

當溫度為100℃時

，得

，得

全塔平均相對揮發(fā)度

全塔效率為

安全系數(shù)取1.1

實際塔板數(shù)

精餾段實際板層數(shù)

提餾段實際板層數(shù)

2.3精餾塔塔體工藝尺寸計算

塔頂操作壓力

每層塔板壓降

進料板壓力

精餾段平均壓力

塔釜壓力

提餾段平均壓力

全塔平均壓力表2-5甲醇與水在各溫度下的密度溫度/℃60708090100甲醇(kg/m-3)751743734725716水(kg/m-3)983.1977.8971.8965.3958.4塔頂液相密度

，解得

，解得

塔頂液平均密度

進料板液相密度

，解得

，解得

進料板液相平均密度

塔釜液相密度

，解得

，解得

精餾段液相平均密度

精餾段氣相平均密度

精餾段氣相體積流率

精餾段液相體積流率由，

取板間距，板上液層高度，則，由史密斯關聯(lián)圖可得氣體負荷因子

取安全系數(shù)為0.7

則空塔氣速為

塔徑，按標準塔徑圓整后：

塔截面積為

實際空塔氣速為

精餾段的有效高度：

提餾段的有效高度：

在進料板上方開一人孔：高度為0.8m，因此進料板上精餾段高度為1.0m

故精餾塔的有效高度：

2.4塔板主要工藝尺寸計算因塔徑，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：

溢流堰長

溢流堰高度

本設計采用平直堰，取。堰上液層高度由式

取板上液層高度，

弓形降液管寬度和截面

由，查弓形降液管參數(shù)圖得

故，

根據(jù)式，故降液管合理。

降液管底隙高度

，取，則

，故降液管底隙高度合理

塔板的分塊；

因，故塔板采用分塊式

表2-6塔板分塊數(shù)表塔徑（mm）800~12001400~16001800~20002000~2400塔板分塊數(shù)3456查塔板分塊數(shù)表得，塔板分為4塊。

邊緣區(qū)域的確定

取安定區(qū)寬度取邊緣區(qū)寬度

開孔區(qū)面積計算；

開孔區(qū)面積計算即

式中：

；

；

所以：

篩板孔計算及排列；

本設計所處理的物系無腐蝕性，可選用板厚的碳鋼板，取篩孔直徑，篩孔按正三角形排列，取孔中心距為：。

篩孔數(shù)目為：個。

開孔率

氣體通過閥孔的氣速為

2.5篩板的流體力學驗算

干板阻力的計算；

干板阻力的計算即，由，查干板篩孔流量系數(shù)圖得。

液柱

氣體通過液層阻力的計算；

查充氣數(shù)關聯(lián)圖得：

則液柱。

液體表面張力阻力計算；

液柱

所以氣體通過塔板的液柱高度

液柱

所以每層塔板的壓降

<。

故該工藝設計合理。

對于篩板塔來說，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。

液沫夾帶量計算即

精餾段液沫夾帶量

因：

所以本設計液沫夾帶量在范圍內(nèi)。

對于篩板塔，漏液點氣速

實際孔速

穩(wěn)定系數(shù)為：

因此本設計中無明顯漏液。

為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應服從關系式

取，則。

而

板上不設口堰

板上不設口堰液柱

液柱

,故本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。

2.6塔板負荷性能圖

得

在操作范圍內(nèi)任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于表2-7

表2-7漏液線Ls(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs(m3/s)0.6910.7080.7310.749由上表做漏液線1。

以為限，

由

整理得

在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表2-8

表2-8液沫夾帶量Ls(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs(m3/s)3.6233.4943.3283.199由上表做液沫夾帶線2

對于平直堰，取堰上液層高度為最小液體負荷標準:

,取E=1，得

據(jù)此作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3

以作為液體在降液管中停留的時間下限

即，故

據(jù)此作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線4

聯(lián)立解得

忽略，將與、與、與的關系式帶入上式得

將有關數(shù)據(jù)整理代入得：

在操作范圍內(nèi)，任意取幾個值，依據(jù)上式計算出值，計算結(jié)果列于下表2-9

表2-9液泛線Ls(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs(m3/s)5.175.044.834.59由上表數(shù)據(jù)作出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，在負荷性能圖上作出操作點A，連接OA即作出操作線，有圖可以看出，該篩板塔的操作上限為液泛控制，操作下限漏液控制。

圖2-1篩板負荷性能圖

由圖查得：

故操作彈性為：2.7篩板塔設計計算結(jié)果匯總表

表2-9篩板塔的工藝計算結(jié)果匯總表序號項目數(shù)值1平均溫度tm，℃83.1652平均壓力Pm，kPa108.53氣相流量VS，m3/s2.5944液相流量LS，m3/s0.001535實際塔板數(shù)NP146有效高度Z，m5.87塔徑D，m1.68板間距HT，m0.49溢流形式單溢流10降液管形式弓形降液管11堰長LW，m1.1212堰高HW，m0.0517913板上液層高度HL，m0.0614堰上液層高度HOW，m0.0082115降液管底隙高度h0，m0.017116安定區(qū)寬度WS，m0.0617邊緣區(qū)寬度WC，m0.0418開孔區(qū)面積Aα，m1.40519篩孔直徑d0，mm520孔中心距t，mm1521篩孔數(shù)目n721222開孔率φ10.07%23空塔氣速u，m/s1.29124篩孔氣速u0，m/s18.33425穩(wěn)定系數(shù)K1.926每層塔板壓降Δp，kPa0.727負荷上限液泛控制28負荷下限漏液控制29液沫夾帶ev，kg液/kg氣0.0015430氣相負荷上限m3/s0.0168831氣相負荷下限m3/s0.0009632操作彈性2.88第三章附屬設備的選型計算3.1接管的設計本設計采用直管進料，管徑計算如下：

管內(nèi)流速取，管徑

查附錄標準系列管選取。本設計采用直管回流，管徑計算如下：

管內(nèi)流速取，管徑

查附錄標準系列管選取。本設計采用直管出料，塔徑計算如下：

管內(nèi)流速取，管徑

查附錄標準系列管選取。管內(nèi)流速，管徑

查附錄標準系列管選取

本設計采用直管進氣，管內(nèi)流速

管徑

查附錄標準系列管選取

進料管接管法蘭：回流罐接管法蘭：塔底出料管法蘭：塔頂出料管法蘭：塔釜進氣管法蘭：

3.2筒體與封頭筒體的計算即，設計壓力，選用材質(zhì)為普通碳鋼，查得100℃以下的許用應力，焊縫系數(shù)取

鋼板厚度負偏差腐蝕裕量，加工減薄量，實際壁厚。壁厚選擇4mm，所用材質(zhì)Q235A

本設計采用標準橢圓形封頭，壁厚計算如下：

取系數(shù)，設計壓力，選用材質(zhì)為普通碳鋼，查得100℃以下的許用應力，焊縫系數(shù)取

鋼板厚度負偏差腐蝕裕量，加工減薄量

實際壁厚

實際壁厚

壁厚選擇4mm，所用材質(zhì)Q235A

3.3除沫器，取系數(shù)K=0.107，

除沫器直徑

選用標準型的不銹鋼除沫器40-100。3.4裙座塔底常用裙座支撐，裙座的結(jié)構性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設備的主要支撐形式。為了制作方便，一般采用圓筒形，由于裙座內(nèi)徑大于800mm，故裙座壁厚取16mm?；A環(huán)內(nèi)徑：基礎環(huán)外徑：

圓整后，

考慮到腐蝕余量取18mm，再沸器裙座高度取3m。3.5冷凝器有機物蒸汽冷凝器設計選用的整體傳熱系數(shù)一般范圍為500~1500。本設計選取出料液溫度：68.85℃（飽和氣）→68.85℃（飽和液）塔頂溫度：68.85℃，冷卻水溫度：20℃→35℃逆流操作：，

表3-1甲醇-水在各溫度下的比汽化熱溫度60708090100甲醇γ(kJ/kg)23051988193918891835水γ(kJ/kg)23552331230722832258由，查表3-1，由內(nèi)插法

得：

氣體流量,

塔頂被冷凝量:

冷凝的熱量：

傳熱面積：

總凝水流量：3.6再沸器塔底溫度，選用120℃飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取。出料液溫度：97.48℃→100℃，水蒸氣溫度：120℃→120℃，采用逆流操作。，

由塔底溫度，查表3-1，由內(nèi)插法得：，解得：

氣體流量,

塔頂被冷凝量:

冷凝的熱量：

傳熱面積：3.7塔結(jié)構設計塔頂空間是指塔內(nèi)最上層塔與塔頂?shù)拈g距，為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應大于板間距，設計中通常取塔頂間距為（1.5-2.0）HT。本工藝采用2.0倍HT，故：HD=2.0HT=2.0×0.4=0.8m。塔底空間是指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距，其值由如下因素決定：塔底儲液空間依儲存液量停留3-8min(易結(jié)焦物料可縮短停留時間)而定；再沸器的安裝方式及安裝高度；塔底液面至最下層塔板之間要留存有1-2m間距，本塔取HB=1.5m;人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設置應便于進入任何一層塔板，由于設置人孔處塔間距離大，且人孔設備過多會使制造時塔體的彎曲度難以達到要求，一般每隔6-8層塔板，設一人孔。本設計14塊塔板，需設2個人孔。人孔直徑為500mm.3.8塔高

附圖

史密斯關聯(lián)圖

總結(jié)經(jīng)過幾周的的課程設計，我把平時所學的理論知識運用到了實踐當中。對于書本上所學的理論有了進一步的理解，也使得我能夠自主學習新知識并在設計中加以應用。此次課程設計也給我提供很大的發(fā)揮空間，積極發(fā)揮主觀能動性，獨立地去查閱資料、查找各類數(shù)據(jù)和標準、確定設計方案。更重要的是這次課程設計不僅鍛煉了我應用所學知識來分析解決問題的能力，也提高了我們自學、檢索資料和協(xié)作的技能。在設計過程中，經(jīng)常遇到問題，比如由于馬虎弄錯了結(jié)果，那么將會影響下面的每一步計算，就要全部推到重新計算。如果在計算過程忽略了某一條件都會造成設計不當，那沒必須全部重來，不斷地改正，不斷地吸取教訓，才能不斷地進步，得到最終的設計結(jié)果。但設計完成時卻看到經(jīng)過努力而完成的設計，使我感到受益匪淺。課程設計已經(jīng)完成，對于我們而言讓我們知道了只有靠自己的努力建立起來的知識體系才能解決我們遇到的一些難題，在此也要感謝幫助我的老師和同學們，謝謝你們給予我知識上的指導。參考文獻邯鄲學院《化工原理》課程設計設計題目苯-甲苯精餾塔的設計邯鄲學院化學化工與材料學院2021年9月目錄1文獻綜述1.1概述……………11.2方案的確定……………………11.3基礎數(shù)據(jù)………21.4精餾流程………32塔物料恒算2.1原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品摩爾分率…………42.2原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量…42.3物料衡算………43塔板數(shù)的確定3.1最小回流比的確定……………43.2操作線方程求解………………43.3理論板數(shù)確定…………………43.4塔效率計算……………………63.5求實際板數(shù)……………………64精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)計算4.1操作壓力計算…………………74.2操作溫度計算…………………74.3平均摩爾質(zhì)量計算……………84.4平均密度計算…………………94.5液體平均表面張力計算………104.6液體平均粘度計算……………114.7荷計算…………………