化工原理課程設(shè)計(jì)報(bào)告苯氯苯填料塔設(shè)計(jì)說明書

-.z.設(shè)計(jì)題目苯—氯苯填料精餾塔設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)及條件原料：苯和氯苯混合溶液，年處理能力為（7）萬噸（開工率8000小時(shí)/年），原料中苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)（0.34**后兩位）；進(jìn)料熱狀態(tài)：自選。分離要求：餾出液中苯的質(zhì)量分率不低于95%釜?dú)堃褐斜降馁|(zhì)量分率不大于0.3%（1-10號(hào)）操作壓力：常壓建廠地址：家鄉(xiāng)地區(qū)單板壓降：≤0.7kpa。全塔效率：ET≥58%。設(shè)計(jì)要求編制一份設(shè)計(jì)說明書，主要內(nèi)容包括：前言；流程與方案的選擇說明與論證（附流程簡(jiǎn)圖）精餾塔主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸設(shè)計(jì)計(jì)算（包括塔徑、填料層高度、塔高的計(jì)算等）附屬設(shè)備的選型和計(jì)算（包括冷凝器、再沸器、塔內(nèi)構(gòu)件：接管管徑、除沫器、液體分布器、液體再分布器、支撐板、手孔、裙座等）填料塔流體力學(xué)計(jì)算（壓力降、泛點(diǎn)率、氣體動(dòng)能因子等）設(shè)計(jì)結(jié)果列表設(shè)計(jì)評(píng)價(jià)主要符號(hào)和單位表參考文獻(xiàn)致謝繪制帶控制點(diǎn)的工藝流程圖（3號(hào)圖紙，CAD繪圖）繪制精餾塔的工藝條件圖（2號(hào)圖目錄前言3符號(hào)說明31概述與設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介51.1操作條件的確定51.1.1操作壓力51.1.2進(jìn)料狀態(tài)51.1.3加熱方式51.1.4冷卻劑與出口溫度51.1.5熱能的利用61.2確定設(shè)計(jì)方案的原則61.2.1滿足工藝和操作的要求61.2.2滿足經(jīng)濟(jì)上的要求61.2.3保證安全生產(chǎn)71.3流程的確定和說明72.1物料衡算82.1.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率82.1.2全塔物料衡算82.2理論塔板數(shù)估算82.2.2氣液平衡線102.2.3進(jìn)料熱狀況參數(shù)112.2.4求最小回流比Rmin112.2.5最佳回流比122.2.6精餾段提餾段操作線142.2.7圖解法求理論板數(shù)152.3各種操作條件及相關(guān)的物性估算162.3.1操作溫度估算162.3.2平均摩爾質(zhì)量估算172.3.3液相平均粘度估算182.3.4相對(duì)揮發(fā)度估算202.3.5操作壓力估算202.3.6平均密度估算212.4氣液相負(fù)荷估算232.4.1精餾段氣液相負(fù)荷232.4.2提餾段氣液相負(fù)荷243設(shè)備設(shè)計(jì)243.1填料的選擇243.2塔徑的設(shè)計(jì)253.2.1精餾段塔徑253.2.2提餾段塔徑263.3填料層高度計(jì)算273.3.1精餾段的填料層高度273.3.2提餾段的填料層高度273.3.3精餾塔的填料層總高度273.4填料層壓降的計(jì)算274輔助設(shè)備的計(jì)算及選型294.1接管設(shè)計(jì)294.1.1進(jìn)料管294.1.2回流管304.1.3塔底出料管304.1.4塔頂蒸汽出料管304.1.5塔底進(jìn)氣管314.2法蘭314.3筒體與封頭324.3.1筒體324.3.2封頭324.4其他塔324.4.1裙座324.4.2吊柱324.4.3人孔手孔324.5塔總體高度設(shè)計(jì)334.5.1塔的頂部空間334.5.2塔的底部空間334.5.3塔的立體高度334.6附屬設(shè)備334.6.1塔頂冷凝器334.6.2原料預(yù)熱器354.6.3再沸器354.6.4進(jìn)料泵364.6.5回流泵365設(shè)計(jì)結(jié)果明細(xì)表375.1物料衡算計(jì)算結(jié)果375.2精餾塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算結(jié)果375.3精餾塔工藝設(shè)計(jì)結(jié)果385.4接管尺寸計(jì)算結(jié)果38設(shè)計(jì)評(píng)述39參考文獻(xiàn)39前言在化工生產(chǎn)中，精餾是最常用的單元操作,，是分離均相液體混合物的最有效方法之一，在煉油、化工、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。塔設(shè)備一般分為級(jí)間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。隨著石油化工的發(fā)展，填料塔日益受到人們的重視，填料塔技術(shù)有了長(zhǎng)足的進(jìn)步，涌現(xiàn)出不少高效填料與新型塔。苯和氯苯的分離對(duì)于工業(yè)生產(chǎn)具有重要的意義填料塔是塔設(shè)備的一種。塔內(nèi)填充適當(dāng)高度的填料，以增加兩種流體間的接觸表面。結(jié)構(gòu)較簡(jiǎn)單，檢修較方便。廣泛應(yīng)用于氣體吸收、蒸餾、萃取等操作。據(jù)有關(guān)資料報(bào)道塔設(shè)備的資料費(fèi)用占整個(gè)投資的費(fèi)用的較大比例。因此，塔設(shè)備的設(shè)計(jì)和研究，受到化工和煉油行業(yè)的極大重視。根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)書，此塔設(shè)計(jì)為填料精餾塔。符號(hào)說明-.z.英文字母Aa塔板的開孔區(qū)面積，m2Af降液管的截面積，m2Ao篩孔區(qū)面積，m2PPAT塔的截面積，m2C負(fù)荷因子，無因次C20表面*力為20mN/m的負(fù)荷因子do篩孔直徑t篩孔的中心距Wc邊緣無效區(qū)寬度Wd弓形降液管的寬度Ws破沫區(qū)寬度u’o液體通過降液管底隙的速度D塔徑，mev液沫夾帶量，kg液/kg氣ET總板效率R回流比Rmin最小回流比M平均摩爾質(zhì)量kg/kmoltm平均溫度℃g重力加速度9.81m/s2Z板式塔的有效高度θ液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間Fo篩孔氣相動(dòng)能因子kg1/2/(s.m1/2)hl進(jìn)口堰與降液管間的水平距離mhc與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萴hd與液體流過降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨萴hf塔板上鼓層高度mhL板上清液層高度mh1與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨萴ho降液管的義底隙高度mhow堰上液層高度mhW出口堰高度mh′W進(jìn)口堰高度mhσ與克服表面*力的壓降相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨萴△氣體通過每層篩板的壓降H板式塔高度mHB塔底空間高度mHd降液管內(nèi)清液層高度mHD塔頂空間高度mHF進(jìn)料板處塔板間距mHP人孔處塔板間距mHT塔板間距mH1封頭高度mH2裙座高度mK穩(wěn)定系數(shù)lW堰長(zhǎng)mLh液體體積流量m3/hLs液體體積流量m3/sn篩孔數(shù)目P操作壓力KPa△P壓力降KPa△Pp氣體通過每層篩的壓降KPaT理論板層數(shù)u空塔氣速m/su0,min漏夜點(diǎn)氣速m/suo’液體通過降液管底隙的速度m/sVh氣體體積流量m3/hVs氣體體積流量m3/sWc邊緣無效區(qū)寬度mWd弓形降液管寬度mWs破沫區(qū)寬度mZ板式塔的有效高度m下標(biāo)ma*最大的min最小的L液相的V氣相的希臘字母δ篩板的厚度mθ液體在降液管內(nèi)停留的時(shí)間sυ粘度mPa.sρ密度kg/m3σ表面*力N/mφ開孔率無因次α質(zhì)量分率無因次-.z.1概述與設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介1.1操作條件的確定確定設(shè)計(jì)方案是指確定整個(gè)精餾裝置的流程、各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和*些操作指標(biāo)。例如組分的分離順序、塔設(shè)備的型式、操作壓力、進(jìn)料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式、余熱利用方案以及安全、調(diào)節(jié)機(jī)構(gòu)和測(cè)量控制儀表的設(shè)置等。下面結(jié)合課程設(shè)計(jì)的需要，對(duì)*些問題作些闡述。1.1.1操作壓力蒸餾操作通常可在常壓、加壓和減壓下進(jìn)行。確定操作壓力時(shí)，必須根據(jù)所處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性進(jìn)行考慮。例如，采用減壓操作有利于分離相對(duì)揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導(dǎo)致塔徑增加，同時(shí)還需要使用抽真空的設(shè)備。對(duì)于沸點(diǎn)低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應(yīng)在加壓下進(jìn)行蒸餾。當(dāng)物性無特殊要求時(shí)，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當(dāng)?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰?。有時(shí)應(yīng)用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時(shí)的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。1.1.2進(jìn)料狀態(tài)進(jìn)料狀態(tài)與填料層高度、塔徑、回流量及塔的熱負(fù)荷都有密切的聯(lián)系。在實(shí)際的生產(chǎn)中進(jìn)料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)才送入塔中，這主要是由于此時(shí)塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計(jì)和制造上提供了方便。這里根據(jù)任務(wù)要求選用飽和蒸汽進(jìn)料。1.1.3加熱方式這里根據(jù)任務(wù)要求選用間接蒸汽加熱。1.1.4冷卻劑與出口溫度冷卻劑的選擇由塔頂蒸汽溫度決定。如果塔頂蒸汽溫度低，可選用冷凍鹽水或深井水作冷卻劑。如果能用常溫水作冷卻劑，是最經(jīng)濟(jì)的。水的入口溫度由氣溫決定，出口溫度由設(shè)計(jì)者確定。冷卻水出口溫度取得高些，冷卻劑的消耗可以減少，但同時(shí)溫度差較小，傳熱面積將增加。冷卻水出口溫度的選擇由當(dāng)?shù)厮Y源確定，但一般不宜超過50℃，否則溶于水中的無機(jī)鹽將析出，生成水垢附著在換熱器的表面而影響傳熱。1.1.5熱能的利用精餾過程是組分反復(fù)汽化和反復(fù)冷凝的過程，耗能較多，如何節(jié)約和合理地利用精餾過程本身的熱能是十分重要的。選取適宜的回流比，使過程處于最佳條件下進(jìn)行，可使能耗降至最低。與此同時(shí)，合理利用精餾過程本身的熱能也是節(jié)約的重要舉措。若不計(jì)進(jìn)料、餾出液和釜液間的焓差，塔頂冷凝器所輸出的熱量近似等于塔底間接蒸汽所輸入的熱量，其數(shù)量是相當(dāng)可觀的。然而，在大多數(shù)情況，這部分熱量由冷卻劑帶走而損失掉了。如果采用釜液產(chǎn)品去預(yù)熱原料，塔頂蒸汽的冷凝潛熱去加熱能級(jí)低一些的物料，可以將塔頂蒸汽冷凝潛熱及釜液產(chǎn)品的余熱充分利用。1.2確定設(shè)計(jì)方案的原則確定設(shè)計(jì)方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學(xué)技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)上最先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點(diǎn)：1.2.1滿足工藝和操作的要求所設(shè)計(jì)出來的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達(dá)到任務(wù)規(guī)定的要求，而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應(yīng)的措施。其次所定的設(shè)計(jì)方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng)能在一定*圍內(nèi)進(jìn)行調(diào)節(jié)，必要時(shí)傳熱量也可進(jìn)行調(diào)整。因此，在必要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計(jì)算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時(shí)，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動(dòng)。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計(jì)、壓強(qiáng)計(jì)，流量計(jì)等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測(cè)生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應(yīng)措施。1.2.2滿足經(jīng)濟(jì)上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建費(fèi)用。如前所述在蒸餾過程中如能適當(dāng)?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)都有影響。同樣，回流比的大小對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)也有很大影響。降低生產(chǎn)成本是各部門的經(jīng)常性任務(wù)，因此在設(shè)計(jì)時(shí)，是否合理利用熱能，采用哪種加熱方式，以及回流比和其他操作參數(shù)是否選得合適等，均要作全面考慮，力求總費(fèi)用盡可能低一些。而且，應(yīng)結(jié)合具體條件，選擇最佳方案。例如，在缺水地區(qū)，冷卻水的節(jié)省就很重要；在水源充足及電力充沛、價(jià)廉地區(qū)，冷卻水出口溫度就可選低一些，以節(jié)省傳熱面積。1.2.3保證安全生產(chǎn)例如苯屬易燃物料，不能讓其蒸汽彌漫車間，也不能使用容易發(fā)生火花的設(shè)備。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會(huì)使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項(xiàng)原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設(shè)計(jì)中，對(duì)第一個(gè)原則應(yīng)作較多的考慮，對(duì)第二個(gè)原則只作定性的考慮，而對(duì)第三個(gè)原則只要求作一般的考慮。1.3流程的確定和說明圖1-1工藝流程簡(jiǎn)圖2.1物料衡算2.1.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量為：QUOTE氯苯的摩爾質(zhì)量為：QUOTE塔頂采出液中苯的摩爾分率：原料液中苯的摩爾分率：塔釜液中苯的摩爾分率：2.1.2全塔物料衡算每小時(shí)處理原料量：原料混合液的摩爾流量：聯(lián)列：塔頂產(chǎn)品的摩爾流量：塔底產(chǎn)品的摩爾流量：2.2理論塔板數(shù)估算本次設(shè)計(jì)采用圖解法計(jì)算精餾塔的理論塔板數(shù)。因?yàn)樵撍浅核?，所以精餾塔塔內(nèi)各處的壓強(qiáng)僅僅比常壓略高，根據(jù)常壓下苯-氯苯汽液平衡數(shù)據(jù)來計(jì)算，即可求出精餾塔的理論板數(shù)。3.2.1常壓下苯-氯苯汽液平衡數(shù)據(jù)根據(jù)苯-氯苯飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)，計(jì)算得到常壓下苯-氯苯氣液平衡數(shù)據(jù)，及相對(duì)揮發(fā)度數(shù)據(jù)，計(jì)算方法如下：氣液平衡數(shù)據(jù)的計(jì)算（苯-A、氯苯-B，在101.325kPa＝760mmHg下），以100℃為例，換算得：kPakPa以此類推，得出101.325kPa下苯－氯苯的氣液平衡數(shù)據(jù)如下表所示，并記錄于下表1：表1常壓下苯-氯苯汽液平衡數(shù)據(jù)溫度/℃8090100110120130131.8mmHg苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760kPa苯101.325136.325179.550234.080299.250377.720385.700氯苯19.68427.26538.96953.20072.21995.627101.3251.00.6770.4420.2650.1270.01901.00.9130.7850.6140.3760.0710相對(duì)揮發(fā)度5.1355.0004.6084.4004.1443.9503.816根據(jù)表1中苯-氯苯氣液平衡數(shù)據(jù)繪制出t-*-y圖，見下圖2：圖2-1常壓下苯-氯苯氣液平衡相圖2.2.2氣液平衡線繪制氣液平衡線，如下圖所示：圖2-2氣液平衡線2.2.3進(jìn)料熱狀況參數(shù)(1)判斷進(jìn)料熱狀況任務(wù)要求飽和液體進(jìn)料。(2)進(jìn)料熱狀況參數(shù)q2.2.4求最小回流比Rmin本次設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料，則從圖中測(cè)得QUOTE，在圖2-1中作出，塔頂，進(jìn)料及塔釜摩爾分率線，分別與對(duì)角線相交于點(diǎn)A、E、C，進(jìn)料摩爾分率線與氣液平衡線相交與Q點(diǎn)，連接AQ并延長(zhǎng)至Y軸，交點(diǎn)記為P得到下圖2-3：圖2-3求最小回流比作圖在圖中測(cè)出Q點(diǎn)的坐標(biāo)，即QUOTE，又QUOTE，則：2.2.5最佳回流比最小理論塔板數(shù)：利用吉利蘭關(guān)聯(lián)圖，計(jì)算R~NT如下：*YR/RminR(R-Rmin)/(R+1)(N-Nmin)/(N+1)NTN(R+1)1.10.60800.03440.63018.772030.18481.20.66320.06650.58916.799727.94201.30.71850.09650.55715.517826.66751.40.77380.12460.52914.533525.77931.50.82910.15110.50413.746825.14351.60.88430.17600.48113.102924.69001.70.93960.19950.46112.566024.37281.80.99490.22160.44212.111324.16031.91.05010.24260.42511.721124.029721.10540.26250.40911.382423.96442.11.16070.28140.39511.085423.95192.21.21590.29930.38110.822823.98262.31.27120.31640.36910.588724.04922.41.32650.33260.35710.378824.14602.51.38180.34810.34610.189324.26832.61.43700.36290.33610.017324.41242.71.49230.37700.3279.860524.57532.81.54760.39050.3189.716924.75452.91.60280.40350.3099.584924.947931.65810.41590.3019.463125.15383.11.71340.42780.2939.350325.37083.21.76860.43920.2869.245525.59753.31.82390.45020.2799.148025.83303.41.87920.46070.2739.056926.07643.51.93450.47090.2678.971626.32673.61.98970.48070.2618.891626.58343.72.04500.49010.2558.816426.84593.82.10030.49920.2508.745627.11363.92.15550.50790.2448.678827.386142.21080.51640.2398.615627.66294.12.26610.52460.2358.555827.94374.22.32130.53250.2308.499028.22824.32.37660.54020.2268.445228.51604.42.43190.54760.2228.393928.80704.52.48720.55470.2178.345229.10084.62.54240.56170.2148.298729.39734.72.59770.56840.2108.254329.69634.82.65300.57490.2068.211929.99764.92.70820.58130.2038.171330.301152.76350.58740.1998.132530.60652.2.6精餾段提餾段操作線取實(shí)際回流比：QUOTE，則精餾段操作線方程為：即泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1，則提餾段操作線方程為：即2.2.7圖解法求理論板數(shù)由塔頂點(diǎn)A開始，泡點(diǎn)回流，于是QUOTE，在圖2-3中分別作出q線、氣液平衡線、精餾段操作線和提餾段操作線，然后從點(diǎn)(0.9648，0.9648)開始在操作線和氣液平衡線之間作梯級(jí)。然后，將圖解法的結(jié)果記錄在圖2-5中：圖2-3梯級(jí)圖由上圖2-5可以看出，精餾段的理論板數(shù)N精=3塊，提餾段的理論板數(shù)N提=6塊(不包含再沸器)，另外，梯級(jí)數(shù)為全塔的理論板數(shù)，即NT=9塊(不包含再沸器)，進(jìn)料板位置NF=4。另外，由上圖2-3得，塔頂?shù)臍庀嘟M成：QUOTE，液相組成：QUOTE；進(jìn)料板的氣相組成：QUOTE，液相組成：QUOTE；塔釜的氣相組成：QUOTE，液相組成：QUOTE。2.3各種操作條件及相關(guān)的物性估算2.3.1操作溫度估算因?yàn)樗?nèi)壓強(qiáng)僅略高于常壓，所以可以利用常壓下的苯-氯苯氣液平衡數(shù)據(jù)估算出精餾塔各部位的的物料溫度。下面作出T-*-y圖，記錄在下圖2-4：圖2-4t-*-y圖在圖2-4中讀出塔頂塔頂、進(jìn)料板和塔釜溫度(1)求塔頂塔頂溫度QUOTE(2)求進(jìn)料板溫度QUOTE(3)求塔釜溫度QUOTE(4)精餾段的平均溫度QUOTE估算(5)提餾段的平均溫度QUOTE估算(6)全塔的平均溫度QUOTE估算2.3.2平均摩爾質(zhì)量估算2.3.2.1塔內(nèi)液相估算塔頂：QUOTE進(jìn)料板：QUOTE塔釜：QUOTE精餾段：提餾段：2.3.2.2塔內(nèi)氣相估算塔頂：QUOTE進(jìn)料板上：QUOTE塔釜：QUOTE精餾段：提餾段：2.3.3液相平均粘度估算2.3.3.1純液體粘度估算由塔頂溫度QUOTE、進(jìn)料板QUOTE、塔釜溫度QUOTE。查苯的粘度數(shù)據(jù)如表2所示：表2苯的粘度數(shù)據(jù)溫度(℃)80100120140粘度(mPa·s)0.3080.2550.2150.184查氯苯的粘度數(shù)據(jù)如表3所示：表3氯苯的粘度數(shù)據(jù)溫度(℃)80100120140粘度(mPa·s)0.4280.3630.3130.274利用插值法分別估算塔頂、進(jìn)料板和塔底的液相粘度：(a)塔頂液相粘度估算塔頂溫度QUOTE下苯的粘度估算：塔頂溫度QUOTE下氯苯的粘度估算：(b)進(jìn)料板上液相粘度估算進(jìn)料板溫度QUOTE下苯的粘度估算：進(jìn)料板溫度QUOTE下氯苯的粘度估算：(c)塔釜液相粘度估算塔釜溫度QUOTE下苯的粘度估算：塔釜溫度QUOTE下氯苯的粘度估算：2.3.2.2混合液粘度估算塔頂溫度QUOTE下混合液粘度：QUOTE進(jìn)料溫度QUOTE下混合液粘度：QUOTE塔釜溫度QUOTE下混合液粘度：QUOTE2.3.2.3平均粘度估算精餾段的平均粘度：提餾段的平均粘度：2.3.4相對(duì)揮發(fā)度估算塔頂?shù)南鄬?duì)揮發(fā)度：進(jìn)料板上的相對(duì)揮發(fā)度：塔釜的相對(duì)揮發(fā)度：精餾段：提餾段：2.3.5操作壓力估算這里取每層塔板壓降：塔頂上的氣相壓強(qiáng)：進(jìn)料的氣相壓強(qiáng)：塔釜的氣相壓強(qiáng)：精餾段的平均壓強(qiáng)：提餾段的平均壓強(qiáng)：2.3.6平均密度估算2.3.6.1塔內(nèi)液相估算由塔頂溫度QUOTE、進(jìn)料板QUOTE、塔釜溫度QUOTE。查《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)(有機(jī)卷)》299頁(yè)，得苯的密度數(shù)據(jù)如表2所示：表2苯的密度數(shù)據(jù)溫度/℃80100120140密度/(kg/m3)815.0792.5768.9744.1查《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)(有機(jī)卷)》299頁(yè)，得氯苯的密度數(shù)據(jù)如表3所示：表3氯苯的密度數(shù)據(jù)溫度/℃80100120140密度/(kg/m3)10421019996.4972.9利用插值法分別估算塔頂、進(jìn)料板和塔底的液相密度：(a)塔頂液相密度估算塔頂溫度QUOTE下苯的密度估算：塔頂溫度QUOTE下氯苯的密度估算：則，塔頂上液相密度估算：(b)進(jìn)料板上液相密度估算進(jìn)料板溫度QUOTE下苯的密度估算：進(jìn)料板溫度QUOTE下氯苯的密度估算：則，進(jìn)料板上液相密度估算：(c)塔釜液液相密度估算塔釜溫度QUOTE下苯的密度估算：塔釜溫度QUOTE下氯苯的密度估算：則，塔釜液相密度估算：(d)精餾段液相平均密度估算：(e)提餾段液相平均密度估算：2.3.6.2塔內(nèi)氣相平均密度估算假設(shè)氣相為理想氣體，則塔頂：進(jìn)料板：塔釜：精餾段氣相：提餾段氣相：2.4氣液相負(fù)荷估算2.4.1精餾段氣液相負(fù)荷2.4.2提餾段氣液相負(fù)荷3設(shè)備設(shè)計(jì)3.1填料的選擇填料是填料塔的核心構(gòu)件，它提供了氣液兩相相接觸傳質(zhì)與傳熱的表面，與塔內(nèi)件一起決定了填料塔的性質(zhì)。本設(shè)計(jì)選用規(guī)整填料，CY700型絲網(wǎng)波紋規(guī)整填料。規(guī)整填料是一種在塔內(nèi)按均勻圖形排布、整齊堆砌的填料，規(guī)定了氣液的通路，改善了溝流和壁流現(xiàn)象，壓降可以很小，可以提供更大的比表面積，在等溶劑中達(dá)到更高的傳質(zhì)、傳熱效果。與散裝填料相比，規(guī)整填料結(jié)構(gòu)均勻、規(guī)則、有對(duì)稱性，當(dāng)與散裝填料有相同的比表面積時(shí)，填料孔隙率更大，具有更大的通量，單位分離能力大。名稱CY700型絲網(wǎng)波紋規(guī)整填料型號(hào)700型(CY)材料金屬絲網(wǎng)比表面積a/(m2/m3)712空隙率ε0.87氣相動(dòng)能因子F/[m/s·(kg·m3)0.5]2.0（最大）每米填料理論板數(shù)1/m9壓降△P/(Pa/m)500A0.300K1.75適用*圍精餾、吸收等3.2塔徑的設(shè)計(jì)3.2.1精餾段塔徑精餾段：把以上數(shù)據(jù)代入貝恩(Bain)—霍根(Hougen)關(guān)聯(lián)式：即：得：取安全系數(shù)0.70，則：精餾段空塔氣速的估算：根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，得到精餾段的計(jì)算塔徑為：取精餾段的塔徑：QUOTE。實(shí)際空塔氣速：所以，安全系數(shù)估算：在允許*圍之內(nèi)，所以初步認(rèn)定符合設(shè)計(jì)要求。3.2.2提餾段塔徑提餾段：把以上數(shù)據(jù)代入貝恩(Bain)—霍根(Hougen)關(guān)聯(lián)式：即：得：取安全系數(shù)0.76，則：提餾段空塔氣速的估算：根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，得到提餾段的計(jì)算塔徑為：查閱相關(guān)國(guó)家標(biāo)準(zhǔn)，取提餾段的塔徑：QUOTE。實(shí)際空塔氣速：所以，安全系數(shù)估算：在允許*圍之內(nèi)，所以初步認(rèn)定符合設(shè)計(jì)要求。3.3填料層高度計(jì)算本設(shè)計(jì)選用HETP=600mm。3.3.1精餾段的填料層高度在精餾段，空塔氣速u＝0.6001m/s，精餾塔的理論塔板數(shù)是3。Z=HETP×NT=0.60×3=1.80m采用上述方法計(jì)算出填料層高度后，留出一定的安全系數(shù)，取1.1Z’=1.1Z=1.1×1.80=1.98m（取2.00m）3.3.2提餾段的填料層高度在提餾段，空塔氣速u＝0.6204m/s，精餾塔的理論塔板數(shù)是6。Z=HETP×NT=0.60×6=3.60m采用上述方法計(jì)算出填料層高度后，留出一定的安全系數(shù)，取1.1Z’=1.1Z=1.1×3.60=3.96m（取4.00m）3.3.3精餾塔的填料層總高度Z=2.00＋4.00=6.00m3.4填料層壓降的計(jì)算本設(shè)計(jì)中，填料的壓降值由?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖來計(jì)算。圖4-1通用壓降關(guān)聯(lián)圖計(jì)算時(shí)，先根據(jù)有關(guān)物性數(shù)據(jù)求出橫坐標(biāo)值，再根據(jù)操作空塔氣速、壓降填料因子以及有關(guān)的物性數(shù)據(jù)，求出縱坐標(biāo)值。通過作圖得出交點(diǎn)，讀出過交點(diǎn)的等壓線值，得出每米填料層壓降值。查得，金屬波紋絲網(wǎng)填料的壓降填料因子QUOTE。(1)精餾段的壓降橫坐標(biāo)：縱坐標(biāo)：查?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖，可得：?p/Z=42×9.81=412.02pa/m因此，精餾段的壓降：?p1=412.02×2.00=164.81pa(2)提餾段的壓降橫坐標(biāo)：縱坐標(biāo)：查?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖，可得：?p/Z=20×9.81=164.81pa/m因此，提餾段的壓降：?p1=164.81×4.00=196.20pa(3)精餾塔的壓降?p=164.81+196.20=361.01pa4輔助設(shè)備的計(jì)算及選型4.1接管設(shè)計(jì)4.1.1進(jìn)料管本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管，管徑計(jì)算如下：查《化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ)》第126頁(yè)，選取進(jìn)料管參數(shù)如表3-1所示：表3-1進(jìn)料管參數(shù)公稱直徑/mm外徑/mm壁厚/mm內(nèi)孔截面積/cm250573.519.644.1.2回流管本設(shè)計(jì)采用直管回流管，取QUOTE，管徑計(jì)算如下：查《化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ)》第126頁(yè)，選取回流管參數(shù)如表3-2所示：表3-2回流管參數(shù)公稱直徑/mm外徑/mm壁厚/mm內(nèi)孔截面積/cm250573.519.644.1.3塔底出料管本設(shè)計(jì)采用直管出料，取QUOTE，管徑計(jì)算如下：查《化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ)》第126頁(yè)，選取塔底出料管參數(shù)如表3-3所示：表3-3塔底出料管參數(shù)公稱直徑/mm外徑/mm壁厚/mm內(nèi)孔截面積/cm250573.519.644.1.4塔頂蒸汽出料管本設(shè)計(jì)采用直管出氣，取QUOTE，管徑計(jì)算如下：查《化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ)》第126頁(yè)，選取塔頂蒸汽出料管參數(shù)如表3-4所示：表3-4塔頂蒸汽出料管參數(shù)公稱直徑/mm外徑/mm壁厚/mm內(nèi)孔截面積/cm22502738518.754.1.5塔底進(jìn)氣管本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)氣，取QUOTE，管徑計(jì)算如下：查《化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ)》第126頁(yè)，選取塔底進(jìn)氣管參數(shù)如表3-5所示：表3-5塔底進(jìn)氣管參數(shù)公稱直徑/mm外徑/mm壁厚/mm內(nèi)孔截面積/cm22502738518.754.2法蘭由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，帶頸平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)的法蘭。記錄如下：進(jìn)料管法蘭名稱：SO50-0.6FF，HG/T標(biāo)準(zhǔn)號(hào)：HG20593-97；回流管法蘭名稱：SO50-0.6FF，HG/T標(biāo)準(zhǔn)號(hào)：HG20593-97；塔頂蒸汽出料管法蘭名稱：SO50-0.6FF，HG/T標(biāo)準(zhǔn)號(hào)：HG20593-97；塔頂蒸汽出料管法蘭名稱：SO250-0.6FF，HG/T標(biāo)準(zhǔn)號(hào)：HG20593-97；塔底進(jìn)氣管法蘭名稱：SO250-0.6FF，HG/T標(biāo)準(zhǔn)號(hào)：HG20593-97。表15所選帶頸平焊法蘭尺寸一覽表接管編號(hào)公稱尺寸DN鋼管外徑A2連接尺寸法蘭厚度C法蘭外徑D螺栓孔中心圓直徑K螺孔直徑L螺栓孔數(shù)量n/個(gè)螺栓Th帶頸平焊法蘭的法蘭頸質(zhì)量G/kg法蘭與法蘭蓋NR15057140110144M128061.501425057140110144M128061.501435057140110144M128061.501442502733752351812M16295129.02242502733752351812M16295129.0224.3筒體與封頭4.3.1筒體壁厚選8mm，所用材質(zhì)為A3。4.3.2封頭本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由公稱直徑1200mm，查《化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ)》第229頁(yè)，選取橢圓形封頭參數(shù)如表6所示：表3-6橢圓形封頭參數(shù)公稱直徑DN/mm曲面高度hi/mm直邊高度ho/mm內(nèi)表面積F/m2容積V/m3厚度δp/mm質(zhì)量G/kg1200300251.6650.25581034.4其他塔4.4.1裙座本設(shè)計(jì)采用圓筒形裙座，由于裙座內(nèi)徑＞800mm，故裙座壁厚取16mm?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：QUOTE基礎(chǔ)環(huán)外徑：QUOTE圓整：QUOTE，QUOTE，考慮到再沸器，裙座高度取3m，底角螺栓取M36。4.4.2吊柱因設(shè)計(jì)塔徑1200mm，可選用吊柱，s=900mm，L=3150mm，H=900mm4.4.3人孔手孔本塔分兩段填料，需設(shè)置4個(gè)人孔，每個(gè)人孔直徑為450mm，在進(jìn)料處，間距為1100mm，裙座上應(yīng)開兩個(gè)人孔，直徑為450mm，人孔伸入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平。4.5塔總體高度設(shè)計(jì)4.5.1塔的頂部空間指塔內(nèi)最上層塔板到塔頂封頭直邊的距離（不包括封頭）。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度要大于板間距，通常取塔徑的1.5~2.0倍。這里取塔徑的1.5倍，即1800mm。4.5.2塔的底部空間指塔底填料最底部到塔底封頭直邊的距離（不包括封頭）。要求如下：①塔底液面至提餾段填料最底部之間要留一定的間距(一般為1~2m)；這里預(yù)留1.20m的間距②塔底儲(chǔ)液空間依據(jù)儲(chǔ)存液體量停留時(shí)間3~8min而定。本設(shè)計(jì)停留時(shí)間取6分鐘。儲(chǔ)液空間高度計(jì)算方法=q’vL(m3/min)×停留時(shí)間(min)/塔截面積(m2)。=QUOTE=1.337（這里取1.40米）塔底空間高度等于以上兩個(gè)高度之和，所以底部空間高度2600mm。4.5.3塔的立體高度H=H頂+H底+H塔頂出氣管高度+H填料層高度+H進(jìn)料高度+H裙座H=1800+2600+480+(2000+4000)+1100+3000=14.980m4.6附屬設(shè)備4.6.1塔頂冷凝器塔頂上升蒸汽經(jīng)過冷凝器（全凝器）中，全部冷凝下來成為液體。一部分液體回流至塔內(nèi)，一部分再經(jīng)冷卻器作為產(chǎn)品，或者上升蒸汽經(jīng)過冷凝器（分凝器）部分冷凝下來，作為回流液回流至塔內(nèi)，余下蒸汽再進(jìn)入冷凝冷卻器，進(jìn)而冷卻至一定溫度作為產(chǎn)品取出。大型設(shè)備的冷凝器采用列管式，為提高冷卻水的流速，通常安裝冷卻水在管內(nèi)流動(dòng)，蒸汽在管外冷凝。另外，因水的對(duì)流傳熱系數(shù)一般較大，且易結(jié)垢，故選擇冷卻水走換熱器管程，苯走殼程，這樣冷凝器安裝和清洗均較方便。設(shè)換熱器采用逆流的方式，冷水的進(jìn)口溫度為25℃，設(shè)出口溫度為35℃，根據(jù)管式換熱器用作冷凝器時(shí)的K值*圍表（見化工原理上冊(cè)P364）,取傳熱系數(shù)K=300W/（m2?K）。塔頂溫度QUOTE冷凝水QUOTE平均傳熱溫度差，按逆流計(jì)算，依下式得：由QUOTE，查液體比汽化熱共線圖得：QUOTE塔頂氣體被冷凝量：冷凝的熱量：取傳熱系數(shù)：QUOTE則，傳熱面積：冷卻水流量：由于水和苯兩流體均不發(fā)生相變的傳熱過程，再加上水的對(duì)流傳熱系數(shù)一般較大，且易結(jié)垢，故選擇冷卻水走換熱器管程，苯走殼程。4.6.2原料預(yù)熱器預(yù)熱器原料液走管程，飽和水蒸氣走殼程，采用逆流的方式，飽和蒸汽的進(jìn)口溫度為133.59℃，設(shè)冷凝水為飽和水，取傳熱系數(shù)K=300W/(m2?K)。原料液初溫25℃，塔進(jìn)料溫度QUOTE，假設(shè)原料液初溫為25℃。平均傳熱溫度差，按逆流計(jì)算，依下式得：每小時(shí)處理原料量：QUOTE比熱容(52.58℃)kJ/(kg·K)苯2.687氯苯4.176則，傳熱面積：冷卻水流量：4.6.3再沸器塔底溫度QUOTE，所用飽和水蒸氣壓力：QUOTE(表壓，即133.59℃飽和水蒸汽)，釜液出口溫度QUOTE平均傳熱溫度差，按逆流計(jì)算，依下式得：由QUOTE，查液體比汽化熱共線圖得：QUOTE塔底液體被加熱量：加熱的熱量：取傳熱系數(shù)：QUOTE則，傳熱面積：加熱蒸汽流量：4.6.4進(jìn)料泵進(jìn)料口離底距離：H=H底+H提+H進(jìn)料+H支座H=1000+600+250+500=2.350m離心泵個(gè)參數(shù)的確定：所以選IS50-32-125型離心泵，該型離心泵各參數(shù)如下：轉(zhuǎn)速1450r/min