1、68/682011學(xué)院 工業(yè)大學(xué)2011學(xué)院 化工原理課程設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)題目 苯-甲苯二元體系連續(xù)浮閥精餾塔的工藝設(shè)計(jì) 學(xué)生 班級、學(xué)號書院化工班 指導(dǎo)教師 暉 課程設(shè)計(jì)時間2016年 12 月 19 日-2016年 12 月31日 課程設(shè)計(jì)成績百分制 權(quán)重設(shè)計(jì)說明書、計(jì)算書與設(shè)計(jì)圖紙質(zhì)量，70%獨(dú)立工作能力、綜合能力、設(shè)計(jì)過程表現(xiàn)、設(shè)計(jì)答辯與回答問題情況，30%設(shè)計(jì)最終成績（五級分制）指導(dǎo)教師簽字2011學(xué)院課程設(shè)計(jì)任務(wù)書課程設(shè)計(jì)任務(wù)書課程名稱 化工原理課程設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)題目苯-甲苯二元體系連續(xù)浮閥精餾塔的工藝設(shè)計(jì) 學(xué)生 專業(yè) 化學(xué)工程與工藝 班級學(xué)號 2011學(xué)院化工班 設(shè)計(jì)日期 2016 年 1

2、2月 19 日至 2016 年 12 月 31日設(shè)計(jì)條件與任務(wù)：設(shè)計(jì)體系： 設(shè)計(jì)條件:1處理量F： 278 （kmol/h） 2料液濃度 0.14 （mol%） 3. 進(jìn)料熱狀況： 泡點(diǎn) 要求： 1產(chǎn)品濃度： 99.5 （mol%） 2易揮發(fā)組分回收率： 99 % 指導(dǎo)教師2016 年 12 月 31日 目錄 TOC o 1-3 h z u HYPERLINK l _Toc471083862 0、前言 PAGEREF _Toc471083862 h 3 HYPERLINK l _Toc471083863 0.1 塔設(shè)備概述 PAGEREF _Toc471083863 h 3 HYPERLINK

3、 l _Toc471083864 0.2 化工生產(chǎn)對塔設(shè)備的要求 PAGEREF _Toc471083864 h 3 HYPERLINK l _Toc471083865 0.3 塔設(shè)備的類型 PAGEREF _Toc471083865 h 4 HYPERLINK l _Toc471083866 0.4 浮閥塔的優(yōu)點(diǎn) PAGEREF _Toc471083866 h 4 HYPERLINK l _Toc471083867 1、浮閥塔工藝設(shè)計(jì) PAGEREF _Toc471083867 h 5 HYPERLINK l _Toc471083868 1.1 操作壓強(qiáng) PAGEREF _Toc471083

4、868 h 5 HYPERLINK l _Toc471083869 1.2 進(jìn)料狀態(tài) PAGEREF _Toc471083869 h 6 HYPERLINK l _Toc471083870 1.3 塔釜加熱方式 PAGEREF _Toc471083870 h 6 HYPERLINK l _Toc471083871 1.4 回流方式 PAGEREF _Toc471083871 h 6 HYPERLINK l _Toc471083872 2、精餾工藝流程圖 PAGEREF _Toc471083872 h 6 HYPERLINK l _Toc471083873 3、實(shí)際板數(shù)的確定 PAGEREF _

5、Toc471083873 h 7 HYPERLINK l _Toc471083874 3.1 全塔物料衡算 PAGEREF _Toc471083874 h 7 HYPERLINK l _Toc471083875 3.2 物系相平衡關(guān)系 PAGEREF _Toc471083875 h 7 HYPERLINK l _Toc471083876 3.2.6 相對揮發(fā)度與平衡線方程 PAGEREF _Toc471083876 h 7 HYPERLINK l _Toc471083877 3.2.4 粘度 PAGEREF _Toc471083877 h 8 HYPERLINK l _Toc471083878

6、 3.3 回流比與精餾段操作線方程 PAGEREF _Toc471083878 h 9 HYPERLINK l _Toc471083879 3.4 塔氣相、液相摩爾流量 PAGEREF _Toc471083879 h 10 HYPERLINK l _Toc471083880 3.4.1 精餾段氣相、液相摩爾流量 PAGEREF _Toc471083880 h 10 HYPERLINK l _Toc471083881 3.4.2 提餾段氣相、液相摩爾流量與提餾段操作線方程 PAGEREF _Toc471083881 h 10 HYPERLINK l _Toc471083882 3.5 理論板數(shù)的

7、計(jì)算 PAGEREF _Toc471083882 h 10 HYPERLINK l _Toc471083883 3.6 實(shí)際板數(shù)的計(jì)算 PAGEREF _Toc471083883 h 12 HYPERLINK l _Toc471083884 4、塔體主要工藝尺寸的確定 PAGEREF _Toc471083884 h 13 HYPERLINK l _Toc471083885 4.1 塔體塔板設(shè)計(jì)所需物性參數(shù) PAGEREF _Toc471083885 h 13 HYPERLINK l _Toc471083886 4.1.1 操作壓力 PAGEREF _Toc471083886 h 13 HYPE

8、RLINK l _Toc471083887 4.1.2 操作溫度 PAGEREF _Toc471083887 h 13 HYPERLINK l _Toc471083888 4.1.3 提餾段、精餾段平均摩爾質(zhì)量 PAGEREF _Toc471083888 h 14 HYPERLINK l _Toc471083889 3.2.3 提餾段、精餾段平均密度 PAGEREF _Toc471083889 h 14 HYPERLINK l _Toc471083890 3.2.5 表面力 PAGEREF _Toc471083890 h 15 HYPERLINK l _Toc471083891 4.2 塔氣相

9、、液相體積流量 PAGEREF _Toc471083891 h 16 HYPERLINK l _Toc471083892 4.2.1 精餾段氣相、液相體積流量 PAGEREF _Toc471083892 h 16 HYPERLINK l _Toc471083893 4.2.2 提餾段氣相、液相體積流量 PAGEREF _Toc471083893 h 17 HYPERLINK l _Toc471083894 4.3 精餾段塔板塔徑設(shè)計(jì)計(jì)算 PAGEREF _Toc471083894 h 17 HYPERLINK l _Toc471083895 4.3.1 精餾段塔徑 PAGEREF _Toc47

10、1083895 h 17 HYPERLINK l _Toc471083896 4.3.2 精餾段有效高度 PAGEREF _Toc471083896 h 18 HYPERLINK l _Toc471083897 4.3.3 精餾段溢流裝置設(shè)計(jì) PAGEREF _Toc471083897 h 18 HYPERLINK l _Toc471083898 4.3.4鼓泡區(qū)閥孔數(shù)的確定與排列 PAGEREF _Toc471083898 h 19 HYPERLINK l _Toc471083899 4.3.5流體力學(xué)校核 PAGEREF _Toc471083899 h 21 HYPERLINK l _To

11、c471083900 4.3.6 精餾段負(fù)載性能圖與操作彈性 PAGEREF _Toc471083900 h 23 HYPERLINK l _Toc471083901 4.4 提餾段塔板塔徑設(shè)計(jì)計(jì)算 PAGEREF _Toc471083901 h 25 HYPERLINK l _Toc471083902 4.4.1提餾段塔徑 PAGEREF _Toc471083902 h 25 HYPERLINK l _Toc471083903 4.4.2 提餾段有效高度 PAGEREF _Toc471083903 h 26 HYPERLINK l _Toc471083904 4.4.3 提餾段溢流裝置設(shè)計(jì)

12、PAGEREF _Toc471083904 h 27 HYPERLINK l _Toc471083905 4.4.4鼓泡區(qū)閥孔數(shù)的確定與排列 PAGEREF _Toc471083905 h 28 HYPERLINK l _Toc471083906 4.4.5 流體力學(xué)校核 PAGEREF _Toc471083906 h 29 HYPERLINK l _Toc471083907 4.4.6 精餾段負(fù)載性能圖與操作彈性 PAGEREF _Toc471083907 h 31 HYPERLINK l _Toc471083908 4.5塔體主要工藝尺寸匯總 PAGEREF _Toc471083908 h

13、 33 HYPERLINK l _Toc471083909 5、輔助設(shè)備設(shè)計(jì) PAGEREF _Toc471083909 h 35 HYPERLINK l _Toc471083910 5.1塔頂全凝器的計(jì)算與選型 PAGEREF _Toc471083910 h 35 HYPERLINK l _Toc471083911 5.1.1 換熱器基本參數(shù)計(jì)算 PAGEREF _Toc471083911 h 35 HYPERLINK l _Toc471083912 5.1.2 換熱器性能核算 PAGEREF _Toc471083912 h 36 HYPERLINK l _Toc471083913 5.2塔

14、底再沸器的計(jì)算與選型 PAGEREF _Toc471083913 h 40 HYPERLINK l _Toc471083914 5.1.2再沸器種類 PAGEREF _Toc471083914 h 40 HYPERLINK l _Toc471083915 5.1.2再沸器計(jì)算與選型 PAGEREF _Toc471083915 h 41 HYPERLINK l _Toc471083916 5.3預(yù)熱器的計(jì)算與選型 PAGEREF _Toc471083916 h 43 HYPERLINK l _Toc471083917 5.4接管的計(jì)算與選型 PAGEREF _Toc471083917 h 44

15、HYPERLINK l _Toc471083918 5.5泵的計(jì)算與選型 PAGEREF _Toc471083918 h 47 HYPERLINK l _Toc471083919 6、設(shè)計(jì)結(jié)果總匯表 PAGEREF _Toc471083919 h 50 HYPERLINK l _Toc471083920 7、致 PAGEREF _Toc471083920 h 53 HYPERLINK l _Toc471083921 8、參考文獻(xiàn) PAGEREF _Toc471083921 h 53 HYPERLINK l _Toc471083922 附表1：常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù) PAGEREF _Toc

16、471083922 h 54 HYPERLINK l _Toc471083923 附表2：苯甲苯 t-p PAGEREF _Toc471083923 h 56 HYPERLINK l _Toc471083924 附表3：苯和甲苯粘度 PAGEREF _Toc471083924 h 57 HYPERLINK l _Toc471083925 附表4：苯和甲苯表面力 PAGEREF _Toc471083925 h 58 HYPERLINK l _Toc471083926 附表5：史密斯關(guān)聯(lián)圖 PAGEREF _Toc471083926 h 59 HYPERLINK l _Toc471083927 附

17、表6：泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖 PAGEREF _Toc471083927 h 59 HYPERLINK l _Toc471083928 附表7：苯和甲苯密度 PAGEREF _Toc471083928 h 60 HYPERLINK l _Toc471083929 附表8：輸送流體用無縫鋼管常用規(guī)格 PAGEREF _Toc471083929 h 61 HYPERLINK l _Toc471083930 附圖1：精餾段塔板 PAGEREF _Toc471083930 h 63 HYPERLINK l _Toc471083931 附圖2：提餾段塔板（經(jīng)計(jì)算和校核兩塊塔板一樣） PAGEREF _Toc47

18、1083931 h 640、前言0.1 塔設(shè)備概述塔設(shè)備是化學(xué)工業(yè)，石油工業(yè)，石油化工等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。它可以使氣（汽）液液兩相之間進(jìn)行充分接觸，達(dá)到相際接觸傳熱與傳質(zhì)的目的。在塔設(shè)備中能進(jìn)行的單元操作有：精餾，吸收，解吸，氣體的增濕與冷卻等。在化工，石油化工與煉油廠中，塔設(shè)備的性能對整個裝置的產(chǎn)品質(zhì)量，生產(chǎn)能力和消耗定額，以與三廢處理和環(huán)境保護(hù)等各個方面，都有重大的意義。在化工和石油化工的生裝置中，塔設(shè)備的投資費(fèi)用占整個工藝設(shè)備費(fèi)用的25.39%左右，煉油和煤化工生產(chǎn)裝置占34.85%；它所耗的鋼材在各累工藝設(shè)備中所占的比例也較多，例如在年產(chǎn)250萬噸的常壓與減壓煉油裝置中耗用的鋼材

19、重量占62.4%，年產(chǎn)60與120萬噸催化裂化裝置占48.9%。因此，塔設(shè)備的設(shè)計(jì)和研究，對化工，煉油工業(yè)的發(fā)展起著重要的作用。0.2 化工生產(chǎn)對塔設(shè)備的要求塔設(shè)備除了應(yīng)該滿足特定的化工工藝條件（如溫度，壓力，耐腐蝕）外，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)的需求還應(yīng)該達(dá)到下列要求：1）生產(chǎn)能力大，與氣體處理量大。2）高的傳質(zhì)，傳熱效率，氣液有充分的接觸空間，接觸時間和接觸面積。3）操作穩(wěn)定，操作彈性大，即氣液負(fù)荷有較大波動時仍能在較高的傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定的操作，且塔設(shè)備應(yīng)能長期連續(xù)運(yùn)轉(zhuǎn)。4）流體流動的阻力小，即流體通過塔設(shè)備的壓降小，以達(dá)到節(jié)能降低操作費(fèi)用的要求。5）結(jié)構(gòu)簡單可靠，材料耗用量少，制造安裝容易，以

20、達(dá)到降低設(shè)備投資的要求。事實(shí)上，任何一個塔設(shè)備能同時達(dá)到上述的諸項(xiàng)都時非常困難的，因此只能從生產(chǎn)的需求與經(jīng)濟(jì)合理的要求出發(fā)，抓住主要矛盾進(jìn)行設(shè)計(jì)。隨著人們對生產(chǎn)能力，提高效率，穩(wěn)定操作和降低壓降的追求，推動著各種新型塔結(jié)構(gòu)的出現(xiàn)和發(fā)展。0.3 塔設(shè)備的類型塔設(shè)備一般分為級間接觸式和連續(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。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕與便于檢修等特點(diǎn)，但其結(jié)構(gòu)較復(fù)雜，阻力降較大。在各種塔型中，當(dāng)前應(yīng)用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。0.4 浮閥塔的優(yōu)點(diǎn) 1.生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn) 能力比泡罩塔板

21、大 20%40%，與篩板塔接近。2.操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負(fù)荷波動圍比篩板塔，泡罩塔都大。 3.塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 4.氣體壓降與液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降與液面落差比泡罩塔小。 5.塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%80%，但是比篩板塔高 20%30%。 1、浮閥塔工藝設(shè)計(jì)1.1 操作壓強(qiáng)精餾可以常壓，加壓或減壓條件下進(jìn)行。確定操作壓力時主要是根據(jù)處理物料的性質(zhì)，技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來考慮的。對于沸點(diǎn)低，常壓

22、下為氣態(tài)的物料必須在加壓條件下進(jìn)行操作。在一樣條件下適當(dāng)提高操作壓力可以提高塔的處理能力，但是增加了塔壓，也提高了再沸器的溫度，并且相對揮發(fā)度液會下降。對于熱敏性和高沸點(diǎn)的物料常用減壓蒸餾。降低操作壓力，組分的相對揮發(fā)度增加，有利于分離。減壓操作降低了平衡溫度，這樣可以使用較低位的加熱劑。但是降低壓力也導(dǎo)致了塔直徑的增加和塔頂冷凝溫度的降低，而且必須使用抽真空設(shè)備，增加了相應(yīng)的設(shè)備和操作費(fèi)用。本次分離的苯和甲苯二元體系為一般物系故分離時采用常壓操作，操作壓力為101.325kpa。1.2 進(jìn)料狀態(tài)本精餾塔采用泡點(diǎn)進(jìn)料，通過預(yù)熱器將25的冷料加熱為飽和液體。1.3 塔釜加熱方式本次分離任務(wù)中，塔

23、底采用再沸器加熱，冷流體為塔底液體，熱流體為高溫蒸汽，此種加熱方式屬于間接蒸汽加熱。1.4 回流方式本設(shè)計(jì)采用安裝回流泵方式進(jìn)行強(qiáng)制回流。2、精餾工藝流程圖圖1:精餾工藝流程圖3、實(shí)際板數(shù)的確定3.1 全塔物料衡算根據(jù)操作條件可知:料液流量 F=278Kmol/h;料液中易揮發(fā)組分的質(zhì)量分?jǐn)?shù) xF=0.14;塔頂產(chǎn)品摩爾分?jǐn)?shù) XD=0.995;易揮發(fā)組分的回收率=99%。（1）由公式（1）求得餾出液D的量：D= 38.72442 kmol/h全塔物料衡算式：（2）由等式（2）求得塔底殘液W的量：W= 239.2755779kmol/h全塔輕組分物料衡算式：（3）由等式（3）求得殘夜XW= 0.

24、0016265763.2 物系相平衡關(guān)系3.2.6 相對揮發(fā)度與平衡線方程用等式（4）來計(jì)算物系的相對揮發(fā)度（4）根據(jù)附表1的相平衡數(shù)據(jù)，利用等式（4），分別計(jì)算x1=0.1、x2=0.2x9=0.9的相對揮發(fā)度，得到= 2.347875426、=2.35122261、=2.393841167、=2.455696203、=2.524850194、=2.568009057、=2.58317438、=2.610411899、=2.632373114平均相對揮發(fā)度：=2.494 （5）則平衡線為：（6）3.2.4 粘度根據(jù)公式（7）計(jì)算物料的平均粘度（7）通過附表3，差法求得塔頂溫度 tD=80.1

25、7 苯、甲苯的粘度為=0.3075495 mPas 、=0.3106005 mPas；則塔頂液相的平均粘度為：（8）則D= 0.30756468 mPas通過附表3，差法求得加料板溫度tF=104.6 苯、甲苯粘度=0.2458 mPas 、=0.30019 mPas ；則進(jìn)料板液相的平均粘度為：（9）則= 0.291905456 mPas通過附表3，差法求得塔底溫度tW=110.525 苯、甲苯粘度 =0.23395 mPas 、=0.28626625 mPas ；（10）則= 0.286172294 mPas精餾段液相混合物的平均粘度為：=0.299735068（11）提餾段液相混合物的平

26、均粘度為：=0.289038875（12）3.3 回流比與精餾段操作線方程泡點(diǎn)進(jìn)料，有q=1，q線為一鉛錘線，根據(jù)相平衡方程：（13）則最小回流比為：（14）取實(shí)際回流比為最小回流比的1.4倍: 精餾段操作線方程： （15）3.4 塔氣相、液相摩爾流量3.4.1 精餾段氣相、液相摩爾流量液相流量 ： （16） 氣相流量 ：（17）3.4.2 提餾段氣相、液相摩爾流量與提餾段操作線方程液相流量： （18）氣相流量： （19）提餾段操作線方程：（20）3.5 理論板數(shù)的計(jì)算理論板數(shù)的計(jì)算采用逐板計(jì)算法精餾段操作線方程： （21）提餾段操作線方程：（22）平衡線方程：（23）表2：逐板計(jì)算板上數(shù)據(jù)板

27、數(shù)/NT液相組成/xi氣相組成/yi10.987622460.99520.9720139060.988587330.9399413830.97502004540.8778206130.9471419950.7701914820.89314542160.6153504160.79959210970.443189970.66500127480.2989203980.515356190.2040140710.389954211100.1511115140.30745980511（理論加料板）0.1243137180.261475884120.1034440280.223455405130.08378

28、90820.185721223140.0661709910.150183402150.0510648640.11832839160.0385981020.091015222170.0286299560.068474251180.0208593590.050450993190.0149208230.03640109200.0104508470.02566371210.00712460.017581611220.0046704840.011567472230.0028712140.007130221240.0015581440.003876987使用差法，求得理論板數(shù)NT=23.947883893

29、.6 實(shí)際板數(shù)的計(jì)算在3.2.4部分求出了，精餾段平均粘度0.299735068，提餾段平均粘度0.289038875 則全塔平均粘度：（24）全塔效率計(jì)算：=0.519413912（25）精餾段實(shí)際板數(shù)為：（26）提餾段實(shí)際板數(shù)為：（27）此精餾塔實(shí)際塔板數(shù)為 N=19+27=46塊4、塔體主要工藝尺寸的確定4.1 塔體塔板設(shè)計(jì)所需物性參數(shù)4.1.1 操作壓力塔頂操作壓力PD=101.325 kpa每層塔板壓降 P=0.64 kpa加料板上一層塔板壓降： 進(jìn)料板壓力：塔底壓力：精餾段平均壓力：提餾段平均壓力：4.1.2 操作溫度根據(jù)附表1苯-甲苯平衡組成和溫度的關(guān)系，通過差法查出相關(guān)溫度塔頂

30、溫度：TD= 80.17加料板上一層塔板的溫度：TF-1=102.27加料板溫度：TF=104.6塔底溫度：TW=110.525 精餾段的平均溫度為：=91.22 （28）提餾段的平均溫度為： =107.5625（29）4.1.3 提餾段、精餾段平均摩爾質(zhì)量精餾段： =91.22 由附表1，差法求得精餾段平均液相摩爾濃度x1= 0.533448276然后根據(jù)平衡關(guān)系求得精餾段平均氣相摩爾濃度y1= 0.740367799 。精餾段液相平均摩爾質(zhì)量：=84.65572069 kg/kmol （30）精餾段氣相平均摩爾質(zhì)量：=81.75263978 kg/kmol （31）提餾段： =107.56

31、25 由附表1，差法求得提餾段平均液相摩爾濃度x2= 0.068546512根據(jù)平衡關(guān)系求得提餾段平均氣相摩爾濃度y2= 0.155074096 。提餾段液相平均摩爾質(zhì)量：（32）提餾段氣相平均摩爾質(zhì)量：=89.96 kg/kmol（33）3.2.3 提餾段、精餾段平均密度通過等式（34）來求混合液體的密度 ：（34）（其中為質(zhì)量分率）通過等式（35）混合氣體的密度 ：（35）（其中M為平均摩爾質(zhì)量）精餾段混合液體的平均密度： =91.22，由附表2,差法求得 ， 。通過等式（36）求得苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)：=0.492201171（36）=0.507798829（37）由等式（34）求得，=800.

32、6324855 由等式（35）求得，=2.907138046 提餾段混合液體的平均密度： =107.5625 ，由附表2,差法求得，由等式（34）求得，= 782.6799129 由等式（35）求得，= 3.480199614 3.2.5 表面力通過等式（36）計(jì)算液相混合物的平均表面力（36）通過附表4，差法求得塔頂溫度 tD=80.17 苯、甲苯的表面力為：=21.24943 mN/m =21.6713 mN/m=21.25153935 mN/m （37）通過附表4，差法求得進(jìn)料板溫度tF=104.6 苯、甲苯的表面力為：= 18.3072 mN/m = 18.9955 mN/m=18.8

33、99138 mN/m（38）通過附表4，差法求得塔底溫度tW=110.525 苯、甲苯的表面力為：= 17.60805 mN/m = 18.3585625 mN/m=18.35734173 mN/m（39）精餾段液相平均表面力：= 20.07533868 mN/m （40）提餾段液相平均表面力：=18.62823987 mN/m （41）4.2 塔氣相、液相體積流量4.2.1 精餾段氣相、液相體積流量液相體積流量：（42）氣相體積流量：（43）4.2.2 提餾段氣相、液相體積流量液相體積流量：（44）氣相體積流量：（45）4.3 精餾段塔板塔徑設(shè)計(jì)計(jì)算4.3.1 精餾段塔徑由4.2.1精餾段氣

34、相、液相體積流量計(jì)算可知：液相體積流量： （46）氣相體積流量： （47）在本精餾塔設(shè)計(jì)中，板間距取HT=0.5m 板上液層高度取hL=0.067m HT-hL= 0.433m史密斯關(guān)聯(lián)圖橫坐標(biāo)：（48）查附表5，史密斯關(guān)聯(lián)圖C20= 0.09物系表面力修正：（49）（50）取空塔氣速塔徑：（51）圓整取 D=1.8m，則塔截面積為= 2.544690087m2（52）精餾段實(shí)際空塔氣速為：（53）4.3.2 精餾段有效高度m （54）4.3.3 精餾段溢流裝置設(shè)計(jì)溢流堰設(shè)計(jì)：本精餾塔選用單溢流，弓形降液管，溢流堰選擇平直堰。單溢流: 系數(shù)取0.732，則對于平直堰，堰上液層高度為：m（55）

35、溢流堰高度hw= 0.045m降液管寬度和橫截面積：查附圖1圖得（56）（57）液體在降液管停留時間為：（58）降液管底隙高度：（59）安定區(qū)與邊緣區(qū)的選擇：安定區(qū)：鼓泡區(qū)與溢流區(qū)之間的區(qū)域?yàn)榘捕▍^(qū)，此區(qū)域不安裝浮閥，設(shè)置這段安定地帶，以免液體大量夾帶泡沫進(jìn)入降液管。其寬度WS可按下列圍選取，即 ： 當(dāng)D1.5m時，WS為75到110 mm由于精餾段塔徑D=1.8m1.5m，故取WS=75 mm。邊緣區(qū)：塔壁部分留出的一圈邊緣區(qū)域，供支承塔板的邊梁使用。寬度WC視具體需要而定，小塔為30到50mm,大塔可達(dá)50到70mm。由于精餾段塔徑D=1.8m1.5m，故取WC=50 mm。本精餾塔的塔徑

36、D=1.8m1.5m ,選擇安定區(qū) Ws=0.075m4.3.4鼓泡區(qū)閥孔數(shù)的確定與排列浮閥選型：F1型浮閥孔速：（60）閥數(shù)： （61）取邊緣區(qū)寬度：WC=0.05m進(jìn)出口安定區(qū)WS=0.075m塔板鼓泡區(qū)面積：=1.699m2（62）塔板分塊 ：塔徑D/mm8001200140016001800200022002400塔板分塊數(shù)3456閥孔采用等腰三角型叉排取同一橫排間的t=0.065m，排間距t=0.075m按照N=282重新核算孔速和閥孔動能因數(shù)（63）=11.74.（64）塔板開孔率：（65）塔盤圖見附圖14.3.5流體力學(xué)校核一、塔板壓降氣體通過每層塔板的壓降：（66）其中為干板阻

37、力，為板上充氣液層阻力，為液體表面力造成的阻力，可忽略。1、干板阻力6.907m/s（67）因此閥孔全開（68）2、塔板上液層壓力640 pa（69）塔板壓降校核成立二、液泛校核為防止塔發(fā)生液泛，降液管高度應(yīng)大于管泡沫層高度，即：（70）其中，為液體通過降液管的壓頭損失。 =0.00433 m（71）則Hd= 0.150412493m溢流液泛上限：Hd= 0.150412493 m0.327m故本設(shè)計(jì)中不會出現(xiàn)液泛三、液沫夾帶校核綜合考慮生產(chǎn)能力和塔板效率，一般應(yīng)使霧沫夾帶量eV限制在10%以下， 校核方法常為：控制泛點(diǎn)百分率F1的數(shù)值。所謂泛點(diǎn)率指設(shè)計(jì)負(fù)荷與泛點(diǎn)負(fù) 荷之比的百分?jǐn)?shù)。其經(jīng)驗(yàn)值為

38、大塔F180%-82%霧沫夾帶率有兩個公式可以計(jì)算： （72）或 （73）二者結(jié)果取最大值F5s（76）4.3.6 精餾段負(fù)載性能圖與操作彈性一、液沫夾帶線控制其泛點(diǎn)率 F1=80%（77）其中，。整理得：（78）二、漏液線對于F1型重閥，以為氣體最小負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)則 （79） ，=0.9697 m3/s（80）三、液泛線發(fā)生液泛的臨界條件為：（81）其中，取=0.327 m整理得：（82）四、液相上限線以作為液體在降液管中的停留時間下限（83）五、液相下限線取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限的條件，則：（84）六：操作負(fù)荷線操作負(fù)荷線斜率：（85）在L-V圖上，操作負(fù)荷線為斜率為307.802過原點(diǎn)的

39、直線。精餾段負(fù)載性能圖：從上圖中可得：精餾段氣相負(fù)荷上限：，氣相負(fù)荷下限：所以精餾段的操作彈性=4.4 提餾段塔板塔徑設(shè)計(jì)計(jì)算4.4.1提餾段塔徑由4.2.2精餾段氣相、液相體積流量計(jì)算可知：液相體積流量： （86）氣相體積流量： （87）在本精餾塔設(shè)計(jì)中，板間距取HT=0.5m 板上液層高度取hL=0.067m HT-hL= 0.433m史密斯關(guān)聯(lián)圖橫坐標(biāo)：查附表5，史密斯關(guān)聯(lián)圖C20= 0.086（88）（89）取空塔氣速塔徑：圓整取與精餾段一樣塔徑 D=1.8m，則塔截面積為= 2.544690087m2（90）精餾段實(shí)際空塔氣速為：（91）4.4.2 提餾段有效高度m （92）4.4.

40、3 提餾段溢流裝置設(shè)計(jì)溢流堰設(shè)計(jì)：本精餾塔選用單溢流，弓形降液管，溢流堰選擇平直堰。單溢流: 系數(shù)取0.732，則對于平直堰，堰上液層高度為：m（93）溢流堰高度hw= 0.045m降液管寬度和橫截面積：查附圖1圖得（94）（95）液體在降液管停留時間為：（96）降液管底隙高度：（97）安定區(qū)與邊緣區(qū)的選擇：本精餾塔的塔徑D=1.8m1.5m ,選擇安定區(qū) Ws=0.075m選擇邊緣區(qū) Wc=0.05m4.4.4鼓泡區(qū)閥孔數(shù)的確定與排列孔速：（98）閥數(shù)： （99）取邊緣區(qū)寬度：WC=0.05m進(jìn)出口安定區(qū)WS=0.075m塔板鼓泡區(qū)面積：=1.699m2（100）閥孔采用等腰三角型叉排取同一

41、橫排間的t=0.065m，排間距t=0.075m按照N=282重新核算孔速和閥孔動能因數(shù)=11.666.（101）塔板開孔率：（102）塔盤圖見附圖24.4.5 流體力學(xué)校核一、塔板壓降氣體通過每層塔板的壓降：（103）其中為干板阻力，為板上充氣液層阻力，為液體表面力造成的阻力，可忽略。1、干板阻力6.33m/s（104）因此閥孔全開（105）2、塔板上液層壓力其中溢流堰高度hw取0.04m640 pa（106）塔板壓降校核成立二、液泛校核為防止塔發(fā)生液泛，降液管液層高應(yīng)服從下式所表示的關(guān)系，即：（107）其中，為液體通過降液管的壓頭損失。 =0.02273334m（108）則Hd= 0.17

42、280954m溢流液泛上限：液泛校核成立三、液沫夾帶校核霧沫夾帶率有兩個公式可以計(jì)算： （109） 或 （110）二者結(jié)果取最大值F5s（113）4.4.6 精餾段負(fù)載性能圖與操作彈性一、液沫夾帶線控制其泛點(diǎn)率 F1=80%（114）其中，整理得：（115）二、漏液線對于F1型重閥，以為氣體最小負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)則 （116） ，=0.904074 m3/s（117）三、液泛線發(fā)生液泛的臨界條件為：（74）其中，取=0.327 m整理得：（75）四、液相上限線以作為液體在降液管中的停留時間下限（118）五、液相下限線取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限的條件，則：（119）六：操作負(fù)荷線操作負(fù)荷線斜率：（78

43、）在L-V圖上，操作負(fù)荷線為斜率為123.05過原點(diǎn)的直線。提段負(fù)載性能圖：從上圖中可得：提餾氣相負(fù)荷上限：，氣相負(fù)荷下限：所以精餾段的操作彈性=4.5塔體主要工藝尺寸匯總浮閥塔主要設(shè)計(jì)參數(shù)工藝參數(shù)參數(shù)名稱精餾段提餾段平均溫度tm ,91.22107.56平均壓力Pm ,Kpa 107.085122.125氣相流量體積Vs, m3/s2.3132.13液相體積流量Ls，m3/s0.0075590.01732實(shí)際塔板數(shù)1927有效段高度Z,m913塔徑D，m1.81.8板間距HT ,m0.50.5溢流形式單溢流單溢流降液管形式弓形降液管弓形降液管堰長lW，m1.31761.3176堰高h(yuǎn)W，m0

44、.0450.045板上液層高度hL，m0.06180.0618堰上液層高度hOW，m0.02180.0372降液管底隙高度h0，m0.0390.034安定區(qū)寬度WS，m0.0750.075邊緣區(qū)寬度WC，m0.0500.050開孔區(qū)面積Aa，m21.69891.6989閥孔直徑d0，m0.0390.039篩孔數(shù)目n，個282282孔中心距t，m0.0750.075開孔率，13.2413.24空塔氣速，m/s0.91440.8377閥孔氣速，m/s6.9076.33每層塔板壓降P，Pa622.5637.87液相負(fù)荷上限，m3/s0.02610.0295液相負(fù)荷下限，m3/s0.001090.00

45、1463負(fù)荷上限，m3/s3.352.77負(fù)荷下限，m3/s0.96970.9697操作彈性3.4553.0645、輔助設(shè)備設(shè)計(jì)5.1塔頂全凝器的計(jì)算與選型5.1.1 換熱器基本參數(shù)計(jì)算原料液走殼程，冷凝水走管程塔頂溫度采用井水作為冷凝水，初始溫為25，取冷凝器出口水溫為50，平均溫度時，查圖得， 氣體流量Vs=2.327m3/s塔頂被冷凝量 ：冷凝的熱量：冷凝水的流量：根據(jù)“傳熱系數(shù)K估計(jì)表”查由“冷凝有機(jī)液體蒸汽到水”K為230到930 w/(m2) ，故取K=350W/(m2.)傳熱面積的估計(jì)值為： =選型，有關(guān)參量見下表：外殼直徑D/mm800管子尺寸/mm25公稱壓 Pg/(kgf/

46、cm)16管子長l/m4.5公稱面積A/m152.7管數(shù)n/根422管程數(shù)Np4管心距t/mm32殼程數(shù)Ns1管程通道面A/ m0.0347管子排列正三角排列中心排管數(shù)235.1.2 換熱器性能核算物性數(shù)據(jù)如下：（苯在80.17下，水在平均溫度37.5下） kg/m3CpKJ/kpa/s w/(m)苯819.841.933.310-40.149水993.14.1746.92210-40.629一、核算壓降（1）管程壓降管程流通面積：查得水在平均溫度的密度為993.1 kg/m3管水的流速（湍流）管程流體阻力式中: Ft為結(jié)垢校正因數(shù)，此處取Ft=1.4 設(shè)管壁粗糙度為0.1mm，則/d=0.0

47、05,查得摩擦系數(shù)=0.0367由以上計(jì)算可知，管程的總壓降小于30kpa，因此管程壓降符合條件（2）殼程壓降核算式中：Fs為殼程壓強(qiáng)降的結(jié)垢系數(shù)，氣體取1.0 F為管子排列方式對壓降的校正系數(shù)，對正三角形排列取F=0.4為殼程流體的摩擦系數(shù)，當(dāng)Re500時，=5.0Re-0.228nc為橫過管束中心線的管子數(shù)，正三角排列為換熱管以三角形排列，故 取=23流通截面積：取折流板間距 h=300mm折流擋板數(shù)：殼苯-甲苯流速： 500Re=500，故殼程壓降小于30kpa，滿足核算條件，核算通過。綜上，管程、殼程壓力降均符合要求。二、核算換熱面積1、管程對流給熱系數(shù)因?yàn)镽e=2113810000

48、,0.7Pr60 故：3、殼程蒸汽冷凝給熱系數(shù)又 經(jīng)過試差法可得，代入可得w/(m2)取污垢熱阻 Rs0.000172m/W Rs=0.00086 m/W以管外面積為基準(zhǔn) 則K= 在1.151.25之間，滿足要求4、計(jì)算傳熱面積 ：A=所選換熱器實(shí)際面積為裕度：0.1。換熱面積滿足要求經(jīng)過上述衡算可知，所選的換熱器可以滿足換熱要求。5.2塔底再沸器的計(jì)算與選型5.1.2再沸器種類精餾塔底的再沸器可分為：釜式再沸器、熱虹吸式再沸器與強(qiáng)制循環(huán)再沸器。1.釜式式再沸器如圖所示。（a）是臥式再沸器，殼方為釜液沸騰，管可以加熱蒸汽。塔底液體進(jìn)入底液池中，再進(jìn)入再沸器的管際空間被加熱而部分汽化。蒸汽引到塔

49、底最下一塊塔板的下面，部分液體則通過再沸器的垂直擋板，作為塔底產(chǎn)物被引出。液體的采出口與垂直塔板之間的空間至少停留810分鐘，以分離液體中的氣泡。為減少霧沫夾帶，再沸器上方應(yīng)有一分離空間，對于小設(shè)備，管束上方至少有300mm高的分離空間，對于大設(shè)備，取再沸器殼徑為管束直徑的1.31.6倍。（b）是夾套式再沸器，液面上方必須留有蒸發(fā)空間，一般液面維持在容積的70%左右。夾套式再沸器，常用于傳熱面較小或間歇精餾中。2. 熱虹吸式再沸器如圖所示。它是依靠釜部分汽化所產(chǎn)生的汽、液混合物其密度小于塔底液體密度，由密度差產(chǎn)生靜壓差使液體自動從塔底流入再沸器，因此該種再沸器又稱自然循環(huán)再沸器。這種型式再沸器

50、汽化率不大于40%，否則傳熱不良。3. 強(qiáng)制循環(huán)再沸器如圖（f）所示。對于高粘度液體和熱敏性氣體，宜用泵強(qiáng)制循環(huán)式再沸器，因流速大、停留時間短，便于控制和調(diào)節(jié)液體循環(huán)量。原料預(yù)熱器和產(chǎn)品冷卻器的型式不象塔頂冷凝器和塔底再沸器的制約條件那樣多，可按傳熱原理計(jì)算。5.1.2再沸器計(jì)算與選型選擇150的飽和水蒸氣加熱，溫度為150的飽和水蒸氣冷凝潛熱為。一、相關(guān)物性數(shù)據(jù)和計(jì)算參數(shù)苯甲苯液體走管程，水蒸汽走殼程，采用逆流物性數(shù)據(jù)：，按甲苯的相關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算不會產(chǎn)生較大誤差塔底溫度：t=110.525液體蒸發(fā)量：塔底物質(zhì)的汽化潛熱為r2 =360.65kJ/kg選擇150的飽和水蒸氣加熱。溫度為150的

51、飽和水蒸氣的相關(guān)物性參數(shù)： ，w/m。二、計(jì)算過程：再沸器的熱負(fù)荷等于：水蒸汽的流量：水蒸氣和物料的溫度差：按照估算傳熱系數(shù) K=1000w/(m2K)傳熱面積：取操作彈性為1.5則再沸器選型，有關(guān)參量見下表：公稱直徑mm傳熱面積A（）（管長4米）碳素鋼管傳熱管數(shù)公稱壓力（Mpa）800252.5 mm472165.3預(yù)熱器的計(jì)算與選型本設(shè)計(jì)是采用泡點(diǎn)進(jìn)料，設(shè)原料液溫度為25，因此需要一臺原料預(yù)熱器。本預(yù)熱器的熱流體采用135的水蒸氣。苯-甲苯混合液：25104.6苯-甲苯混合液進(jìn)出口溫度的平均值為：查表算的苯和甲苯的在不同溫度下平均比熱容為：1.8211kJ/(kg)， 1.8253kJ/(

52、kg) kJ/(kmol)所以預(yù)熱器熱負(fù)荷為：傳熱系數(shù)K取1400W/（m2）查135水蒸汽的汽化潛熱為2155.8kJ/kg加熱蒸汽的質(zhì)量流量：5.4接管的計(jì)算與選型一、進(jìn)料管Mf=90.1758 kmol/kg25時,差法查附表7：苯密度=867.35kg/m3甲苯密度：=845.83kg/m3 ,XF=0.14（摩爾分?jǐn)?shù)），=0.121268（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。則進(jìn)料體積流量取適宜的輸送速度，故查附表8，經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：763 mm實(shí)際管流速：二、釜?dú)堃撼隽瞎躓=239.3 kmol/hMw=92.11kg/kmol，釜?dú)堃旱捏w積流量：取適宜的輸送速度，則m查附表8，經(jīng)圓整選取熱

53、軋無縫鋼管，規(guī)格：763 mm實(shí)際管流速：三、回流液管 L=257.4kmol/h，ML=78.18kg/kmol，L=792.5kg/m3回流液體積流量本精餾塔利用回流泵進(jìn)行強(qiáng)制回流，取適宜的回流速度，那么查附表8，經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：703 mm實(shí)際管流速： 四、再沸器蒸汽進(jìn)口管設(shè)蒸汽流速為15m/s, 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格： 45010 mm實(shí)際管流速： 五、塔頂蒸汽進(jìn)冷凝器出口管設(shè)蒸汽流速為10m/s, 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：4509 mm實(shí)際管流速： 六、冷凝水管深井水溫度為25，水的物性數(shù)據(jù)：=996.95kg/m3, ，深井水的質(zhì)量流率，取流速為2m/s

54、管徑經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管,規(guī)格：703.5mm實(shí)際流速為5.5泵的計(jì)算與選型一、進(jìn)料泵提餾段塔高由下式計(jì)算確定:式中：HD為裙座高度取5m。Np為提餾段的實(shí)際板數(shù)，為27塊。HT為塔板間距為0.5m。St為人孔數(shù)，每隔8塊塔板開一個人孔，則St=3。為人孔處板間距，取0.6m。為進(jìn)料板處塔板間距，取0.75m。為塔底空間高度。的計(jì)算，塔釡料液最好能在塔底有35分鐘的存儲，所以取5分鐘計(jì)算。因?yàn)?=0.017324664m3/s由式得：則Ht=20.59m。F=278kmol/h=0.008897m3/s料液罐的壓強(qiáng)為常壓101.325kPa，加料板的壓強(qiáng)為113.485kPa進(jìn)料段的表壓為1

55、13.485-101.3=12.185kPa料口的高度為20.59 m 。管路阻力,設(shè)損失為2%，則。泵的揚(yáng)程H=20.59+=22.389m查型離心泵性能表，IS80-65-125型泵較適合作進(jìn)料泵，其有關(guān)參數(shù)為流量()揚(yáng)程轉(zhuǎn)速()氣蝕余量C0/泵效率%軸功率配帶功率3022.529003.0642.875.5二、塔頂回流輸送泵塔總高由下式?jīng)Q定式中：HD為裙座高度取5m。Np為總的實(shí)際板數(shù)，為46塊。HT為塔板間距為0.5m。St為人孔數(shù)，每隔8塊塔板開一個人孔，則St=5。為人孔處板間距，取0.6m。為進(jìn)料板處塔板間距，取0.75m。為塔底空間高度，由上部算得為1.59m。則：Ht=5+(

56、46-2-3)0.5+50.6+0.75+1.59=30.84m管路阻力，設(shè)損失為2%，則。泵的揚(yáng)程 H=Ht+=30.841.03=29.19m查型離心泵性能表 ,從各個方面考慮下來，IS80-65-160型泵較適合作回流泵，其有關(guān)參數(shù)為流量()揚(yáng)程轉(zhuǎn)速()氣蝕余量泵效率%軸功率配帶功率303629002.5614.827.56、設(shè)計(jì)結(jié)果總匯表浮閥塔主要設(shè)計(jì)參數(shù)工藝參數(shù)參數(shù)名稱精餾段提餾段平均溫度tm ,91.22107.56平均壓力Pm ,Kpa 107.085122.125氣相流量體積Vs, m3/s2.3132.13液相體積流量Ls，m3/s0.0075590.01732實(shí)際塔板數(shù)1927有效段高度Z,m913塔徑D，m1.81.8板間距HT ,m0.50.5溢流形式單溢流單溢流降液管形式弓形降液管弓形降液管堰長lW，m1.31761.3176堰高h(yuǎn)W，m0.045